1、化工原理課程設計 一、 設計題目：設計一臺換熱器二、 操作條件：1、 煤油：入口溫度140，出口溫度40。2、 冷卻介質：循環水，入口溫度35。3、 允許壓強降：不大于1×105Pa。4、 每年按330天計，每天24小時連續運行。三、 設備型式：管殼式換熱器四、 處理能力：114000噸/年煤油五、 設計要求：1、 選定管殼式換熱器的種類和工藝流程。2、 管殼式換熱器的工藝計算和主要的工藝尺寸設計。3、 設計結果概要或設計結果一覽表。4、 設備簡圖（要求按比例畫出主要結構及尺寸）。5、 對本設計的評述及有關問題的討論。第1章 設計概述1、1熱量傳遞的概念與意義1(205)1、1、1

2、傳熱的概念所謂的傳熱（又稱熱傳遞）就是間壁兩側兩種流體之間的熱量傳遞問題。由熱力學第二定律可知，凡是有溫差存在時，就必然發生熱量從高溫處傳遞到低溫處，因此傳熱是自然界和工程技領域中極普遍的一種傳遞現象。1、1、2 傳熱的意義化工生產中的很多過程和單元操作，都需要進行加熱和冷卻，如：化學反應通常要在一定的溫度進行，為了達到并保持一定溫度，就需要向反應器輸入或輸出熱量，又如在蒸發、蒸餾、干燥等單元操作中，都要向這些設備輸入或輸出熱量。所以傳熱是最常見的重要單元操作之一。無論是在能源，宇航，化工，動力，冶金，機械，建筑等工業部門，還是在農業，環境等部門中都涉及到許多有關傳熱的問題。此外，化工設備的保

3、溫，生產過程中熱能的合理利用以及廢熱的回收利用等都涉及到傳熱的問題，由此可見；傳熱過程普遍的存在于化工生產中，且具有極其重要的作用。歸納起來化工生產中對傳熱過程的要求經常有以下兩種情況：強化傳熱過程，如各種換熱設備中的傳熱。削弱傳熱過程，如設備和管道的保溫，以減少熱損失。1、2 換熱器的概念與意義21、2、1 換熱器的概念 在不同溫度的流體間傳遞熱能的裝置稱為熱交設備，簡稱為換熱器。在換熱器中至少要有兩種不同的流體，一種流體溫度較高，放出熱量：另一種流體則溫度較低，吸收熱量。1、2、2 換熱器的意義 熱交換設備是工業生產中為實現物料之間熱量傳遞的一種工藝設備。在化工、煉油、動力、原子能等眾多的

4、工業部門和行業中，廣泛使用加熱器、冷卻冷凝器及其他熱交換設備來滿足一定的工藝生產條件；由這些設備構成的換熱系統的狀況，對整個化工過程的正常進行及整個化工系統的投資與操作費用關系重大。在一般化工廠的建設中，換熱器約占總投資的10%-20%3；在石油煉廠中，換熱器約占全部工藝設備投資的35%-40%3。因此，在能源日趨緊張的今天，合理設置及使用換熱器尤其重要。此外，隨著我國工業的不斷發展，對能源利用、開發和節約的要求不斷提高，因而對換熱器的要求也日益加強。換熱器的設計、制造、結構改進及傳熱機理的研究十分活躍。由此可見，換熱器在我們的生活中占據著一定的意義。1、3 換熱器的分類及特點2隨著換熱器在工

5、業生產中的地位和作用不同，換熱器的類型也多種多樣，不同類型的換熱器各有優缺點，性能各異。在換熱器設計中，首先應根據工藝要求選擇適用的類型，然后計算換熱所需傳熱面積，并確定換熱器的結構尺寸。換熱器按用途不同可分為加熱器、冷卻器、冷凝器、蒸發器、再沸器、深冷器、過熱器等。換熱器按傳熱方式的不同可分為：混合式、蓄熱式和間壁式。其中，間壁式換熱器應用最廣泛，按照傳熱面的形狀和結構特點又可分為管殼式換熱器、板面式換熱器和擴展表面式換熱器（板翅式、管翅式等）。1、3、1各換熱器的分類和特點類型特點間壁式管殼式列管式固定管板式剛性結構用于管殼溫差較小的情況（一般50），管間不能清洗帶膨脹節有一定的溫度補償能

6、力，殼程只能承受低壓力浮頭式管內外均能承受高壓，可用于高溫高壓場合U型管式管內外均能承受高壓，管內清洗及檢修困難填料函式內填料函密封性能差，只能用于壓差較小的場合外填料函管間容易泄漏，不易處理易揮發、易爆炸及壓力較高的介質釜式殼體上部有個蒸發空間用于再沸、蒸煮雙套管式結構比較復雜，主要用于高溫高壓場合和固定床反應器中套管式能逆流操作，用于傳熱面較小的冷卻器、冷凝器或預熱器螺旋套管沉浸式用于管內流體的冷卻、冷凝或管外流體的加熱噴淋式只用于管內流體的冷卻、冷凝板面式板式拆洗方便，傳熱面能調整，主要用于粘性較大的液體間換熱螺旋板式可進行嚴格的逆流操作，有自潔的作用，可用作回收低溫熱能平板式結構緊湊，

7、拆洗方便，通道較小、易堵，要求流體干凈板殼時板束類似管束，可抽出清洗檢修，壓力不能太高混合式適用于允許換熱流體之間直接接觸蓄熱式換熱器分階段交替進行，適用于從高溫爐氣中回收熱能的場合 1、3、2 常見間壁式換熱器的分類和特點1(271,278)1、管式換熱器1）蛇管式換熱器 可分為兩類，沉浸式蛇管換熱器和噴淋式換熱器。前者換熱器的優點是結構簡單，價格低廉，便于防腐蝕，能承受高壓。主要缺點是由于容器的體積較蛇管的體積大得多，故管外流體的較小，因而總傳熱系數K值也較小。而后者便于檢修和清洗、傳熱效果也較好等優點，缺點是噴淋不易均勻。二者的結構如下圖：圖1為常見的幾種蛇管的形狀，圖2為噴淋式換熱器。

8、圖1 蛇管的形狀圖2 噴淋式換熱器2）套管式換熱器管套管換熱器系用管件將兩種尺寸不同的標準管連接成同心圓的套管然后用180度的回彎管將多段管套串聯而成。如圖3所示。每一段套管稱為一程，程數可根據傳熱要求而增減。每程的有效長度為4-6m，若管子太長，管中間會向下彎曲，是環形中的流體分布不均勻。其優點是構造簡單，能耐高溫；傳熱面積可根據需要而增減；適當地選擇管內外徑，可使流體的流速較大；且雙方的流體做嚴格的逆流，有利于傳熱。缺點為管間接頭較多，易發生泄露；單位長度傳熱面積較小。圖3 套管式換熱器3）管殼式換熱器管殼式換熱器又稱列管式換熱器，是一種通用的標準換熱設備。列管式換熱器種類很多，目前廣泛使

9、用的按其溫差補償結構來分，主要有以下幾種：（1） 固定管板式換熱器這類換熱器的結構比較簡單、緊湊、造價便宜，但管外不能機械清洗。此種換熱器管束連接在管板上，管板分別焊在外殼兩端，并在其上連接有頂蓋，頂蓋和殼體裝有流體進出口接管。通常在管外裝置一系列垂直于管束的擋板。同時管子和管板與外殼的連接都是剛性的，而管內管外是兩種不同溫度的流體。因此，當管壁與殼壁溫差較大時，由于兩者的熱膨脹不同，產生了很大的溫差應力，以致管子扭彎或是管子從管板上松脫，甚至毀壞換熱器。 為了克服溫差應力必須有溫差補償裝置，一般在管壁與殼壁溫度相差50以上時，為安全起見，換熱器應有溫差補償裝置。但補償裝置（膨脹節）只能用在殼

10、壁與管壁溫差低于60-70和殼程流體壓強不高的情況下。一般殼程壓強超過0.6MPa時，補償圈過厚，難以伸縮，失去溫差補償作用，就要考慮其他結構。其結果如下圖所示： 圖4 固定管板式換熱器（2） 浮頭式換熱器換熱器的一塊管板用法蘭與外殼相連接，另一塊管板不與外殼連接，以使管子受熱或冷卻時可以自由伸縮，但在這塊管板上連接一個頂蓋，稱之為“浮頭”,所以這種換熱器稱為浮頭式換熱器。其優點是：管束可以拉出，以便清洗；管束的膨脹不受殼體約束，因此當兩種換熱器介質的溫差大時，不會因管束與殼體的熱膨脹量的不同而產生溫差應力。其缺點是結構復雜，造價高。其結構如下：圖5 浮頭式換熱器（3） 填料函式換熱器 這類換

11、熱器管束一端可以自由膨脹，結構比浮頭式簡單，造價也比浮頭式低廉。但殼程內介質有外漏的可能，殼程中不應處理一易揮發、易燃易爆和有毒的介質。其結構如下：圖6 填料函式換熱器（4） U型管換熱器這類換熱器只有一個管板，管程至少為兩程，管束可以抽出清洗，管子可以自由膨脹。其缺點是管子內壁清洗困難，管子更換困難，管板上排列的管子少。其結構如下圖所示：圖7 U形管換熱器2、板式換熱器1）夾套式換熱器 套式換熱器主要應用于反應過程的加熱或冷卻。在用蒸汽進行加熱時，蒸汽由上部接進入夾套，冷凝水則有下部接管流出。作為冷卻氣時，冷卻介質由夾套下部的接管進入，而由上部接管流出。這種換熱器的傳熱系數較低，傳熱面又受夾

12、 管圖8夾套式換熱器容器的限制，因此適用于傳熱量不太大的場合。為了提高其傳熱性能，可在容器內安裝攪拌器，使其內液體做強制對流；為了彌補傳熱面的不足，還可在其內安裝蛇管等。其結構如下圖：圖9 板式換熱器示意圖 2）板式換熱器 板式換熱器的優點是：結構緊湊，單位體積設備所提供的傳熱面積大；總傳熱系數高，如對低粘度液體的傳熱，K值可高達7000 W/(·oC)；可根據需要增減板數以調節傳熱面積，檢修和清洗都比較方便。其缺點是：處理量不太大；操作壓強較低，一般低于1500kPa，最高也不超過2000kPa；因受墊片耐熱性能的限制，操作溫度不能過高，一般對合成橡膠墊圈不超過130oC，壓縮石棉

13、墊圈低于250oC。3）螺旋板式換熱器 螺旋板式換熱器的優點是：總傳熱系數高；不易堵塞和結垢；能利用低溫熱源和精密控制溫度；結構緊湊。其缺點是：操作壓強和溫度不宜太高，目前最高操作壓強為2000kPa,，溫度約在400oC以下；不易檢修，因整個換熱器為卷制而成，一旦發生泄露，修理內部很困難。其結構圖如下： 圖10螺旋板式換熱器 3、翅片式換熱器1）翅片管換熱器翅片式換熱器的結構特點是在管子表面上裝有徑向或軸向翅片。翅片的種類很多，按翅片的高度不同，可分為高翅片和低翅片兩種，地翅片一般為螺紋管。高翅片適用于管內、外對流傳熱系數相差較大的場合，現已廣泛的應用于空氣冷卻器長，地翅片適用于兩流體的對流

14、傳熱系數不太大的場合，如對粘度較大液體的加熱或冷卻等。2）板翅式換熱器 板翅式換熱器的主要優點是：總傳熱系數高，傳熱效果好；結構緊湊；輕巧牢固；適應性強，操作范圍廣。主要缺點是：由于設備流到很小，故易堵塞，而且增大了壓強降；換熱器一旦結垢，清洗和檢修很困難，所以處理的物料應較潔凈或預先進行精制；由于隔板和翅片都有薄鋁片制成，故要求介質對鋁不發生腐蝕。4、 熱管換熱器以熱管為基本傳熱單元的熱管傳熱器是一種新型的高效換熱器，它是由熱管束、殼體和隔板構成，冷熱流體被隔板隔開。當熱源對熱管一端供熱時，工作液自熱源吸收熱量而蒸發汽化，蒸汽在壓差作用下高速流動至熱管的另一端，并向冷源放出潛熱后凝結，冷凝液

15、回至熱端，并被再次沸騰汽化。過程如此反復循環，熱量不斷的從熱端傳至冷端。熱管傳熱的特點是通過沸騰和氣化、蒸汽流動和蒸汽冷凝三步進行。由于沸騰及冷凝的對流傳熱系數很大，而蒸汽的流動阻力有較小，因此熱管兩端的溫度差很小，它特別適用于低溫差的傳熱。熱管換熱器具有結構簡單、使用壽命長、工作可靠、應用范圍廣等特點，它可用于氣-氣、氣-液和液-液間的換熱過程。其結構如下圖：圖11 熱管換熱器圖12熱管示意圖第二章 設計方案簡介2、1 列管間壁式換熱器的分類【見1、3、2】2、2 間壁式管殼式的列管換熱器【見1、3、21、3）】2、3 管殼式換熱器的設計和選型1(278,284) 管殼式換熱器設計和選型的核

16、心是計算換熱器的傳熱面積，進而確定換熱器的其他尺寸或選擇換熱器的型號。2、3、1 管殼式換熱器的型號與系列標準1）管殼式換熱器的基本參數和型號：（1）基本參數 管殼式換熱器的基本參數包括以下幾項：公稱換熱面積 ；公稱直徑 ；公稱壓力 ；換熱器管長度 ；換熱管規格；管程數 。（2）型號表示方法 管殼式換熱器的型號由五部分組成：其中：1換熱器代號，G代表固定管板式，F代表浮頭式；2公稱直徑DN，mm；3管程數：；4公稱壓力PN，MPa；5公稱換熱面積SN，m2。例如 800mm、 0.6MPa的單管程、換熱面積為110m2的固定管板式換熱器的型號為：G800 I-0.6-1102）管殼式換熱器的系

17、列標準 為了便于對管殼式換熱器進行選型，有關單位制訂了系列標準。附錄【2】中列入了固定管板式及浮頭式換熱器的部分系列標準，供設計時選用。2、3、2 管殼式換熱器設計時應考慮的問題1）流體流徑的選擇選擇流程的一般原則：a.不潔凈和易結垢的流體宜走管內，因為管內清洗比較方便。b.腐蝕性的流體宜走管內，以免殼和管子同時受腐蝕，而且管子便于清洗和檢修。c.壓強高的流體走管內，以免殼體受壓，可節省殼體金屬消耗量。d.飽和蒸汽宜走管間，以便于及時排除冷凝液，且蒸汽較干凈，它對清潔無要求。e.有毒氣體宜走管內，使泄漏機會減少。f.被冷卻的流體走管間，可利用外殼向外的散熱作用，增強冷卻效果。g.度大的流體或流

18、量較小的流體宜走管間，因流體在有折流擋板的殼程流動時，由于流速和流向的不斷改變，在（100）低值下即可達到湍流，以提高對流傳熱系數。h.剛性結構的換熱器，若兩流體的溫度差較大，對流傳熱系數較大者宜走管間，因壁面溫度與大的流體溫度相近，可以減少熱應力。2）流體流速的選擇增加流體在換熱器中的流速，將加大對流傳熱系數。減少污垢在管子上沉積的可能，即降低了污垢熱阻，使傳熱系數增大，從而減少換熱器的傳熱面積。但是流速增加，又使流動阻力增大，動力消耗就增多，所以適宜的流速要通過經濟衡算才能確定。根據經驗，表1、表2及表3列出一些工業上常用的流速范圍。表1 管殼式換熱器中常用到的流速范圍流體的種類一般流體易

19、結垢液體氣體流速/（m/s）管程0.531530殼程0.21.50.5315表2 管殼式換熱器中易燃、易爆液體的安全允許速度液體名稱乙醚、二氧化硫、苯甲醇、乙醇、汽油丙酮安全允許速度/（m/s）<1<23<10表3 管殼式換熱器中不同黏度液體的常用流速液體黏度/mPa*s15001500500500100100353511最大流速/(m/s)0.60.751.11.51.82.43）流體兩端溫度的確定若換熱器中冷、熱流體的溫度都有工藝條件所規定，就不存在確定流體兩端溫度的問題。換熱器冷熱流體兩端的溫度由工藝條件規定。但對加熱介質或冷卻介質出口溫度需由設計者確定。設計中，冷卻水

20、兩端溫差可取510。缺水地區選用較大的溫度差，水源豐富地區選用較小的溫度差。4）管子的規格和排列方式換熱管直徑越小，換熱器單位體積的傳熱面積越大。因此，對于潔凈的流體管徑可取小些。但對于不潔凈或易結垢的流體，管徑應取大些，以免堵塞。考慮到制造和維修的方便，加熱管的規格不宜過多。目前我國試行的系列標準規定采用25mm×2.5mm和19mm×2mm兩種規格的管子。 管長的選擇是以清洗方便及合理使用管材為原則。按選定的管徑和流速確定管子數目，再根據所需傳熱面積，求的管子長度。實際所取管長應根據出廠的鋼管長度合理截用。我過生產的鋼管長度多為6m、9m，故系列標準中管長有1.5、2.

21、3、4.5、6和9 m六種，其中以3m和6m更為普遍。此外管長和管徑應相適應，一般取L/D為46（直徑小的換熱器可取大些）。 圖13 管子的排列管子在管板上的排列方式有：正三角形排列、正方形直列、轉角正方形排列，與正方形相比，等邊三角形排列比較緊湊，管外流體湍流程度高，表面傳熱系數大。正方形排列雖比較松散，傳熱效果也較差，但管外清洗方便，對易結垢流體更為適用。如將正方形排列的管束斜轉45°安裝 （圖7），可在一定程度上提高表面傳熱系數。5）管程和殼程數的確定當流體的流量較小或傳熱面積較大而需管數很多時，有時會使管內流速較低，因而對流傳熱系數較小。為了提高管內流速，可采用多管程。但是程

22、數過多，導致管程流體阻力加大，增大動力費用；同時多程會使平均溫度差下降；此外多程隔板使管板上可利用的面積減少，設計時應考慮這些問題。管殼式換熱器的系列標準中管程數有1、2、4和6等四種。采用多程時，通常應使每程的管子數大致相等。 管程數Np可按下式計算;式中:  u管程內流體的適宜速度，m/s;；u1管程內流體的實際速度，m/s。當時可采用多殼程，也可將幾個相同的換熱器串聯使用。當殼方流體太低時，也可以采用殼方如殼體內安裝一塊與管束平行的隔板，流體在內流經兩次，稱為兩殼程。但由于縱向隔板在安裝和檢修都有困難，故一般不采用殼程的換熱器，而是將幾個換熱器串聯使用，以代替殼方多程。6） 折

23、流擋板安裝折流擋板的目的是為了提高殼程流體的對流傳熱系數。為達到較好的傳熱效果，擋板的形狀和間距必須適當。對于圓缺形擋板，切去弓形的高度約為外殼內徑的10%40%；(一般20%25%)，過高或過低都不利于傳熱。 兩相鄰擋板的距離（板間距）h一般取換熱器外徑D的0.21倍。固定管板式換熱器h有150mm、300mm、600mm三種。浮頭式換熱器h有150mm、200mm、300mm、480mm、600mm五種。板間距過小，不便于制造和檢修，流動阻力大。板間距過大，不能使流體垂直地流過管束，從而使管外表面的對流傳熱系數下降。擋板切去的弓形高度及板間距對流體流動的影響如圖8所示。圖14 擋板缺口高度

24、及擋板間距的影響7）外殼直徑的確定換熱器殼體的內徑應等于或稍大與（對浮頭式換熱器而言）管板的直徑。根據計算出的實際管數、管徑、管中心距及管子排列方法等，可用做圖確定殼體的內徑。但是，當管數機多又要反復計算時，做圖太麻煩，一般在初步設計中，可先分別選定兩流體的流速，然后計算所需的管程和殼程的流通面積，于系列標準中查出外殼的直徑。待全部設計完成后，仍應用做圖法畫出管子的排列圖。為了使管子排列均勻，防止流體走“短流”，可以適當增減一些管子。另外，初步設計中，可用下式估算殼體內徑：D=t(nc-1)+2b1式中：D殼體內徑,m;t管中心距,m;nc位于管束中心線上的管數。b1管束中心線上最外層管的中心

25、至殼體內壁的距離，一般取b1=(11.5)do管子按正方形排列時  管子按三角形排列時  n換熱器的總管數。計算得到的殼徑應按換熱器的系列標準進行圓整。標準尺寸見表4。 表4 殼體標準尺寸殼體外徑/mm523400，500，600，700800，900，10001100，1200最小壁厚/mm 8 10 12 148）主要附件（1）封頭：封頭有方形和圓形兩種，方形用于直徑小的殼體（一半小于400mm），圓形用語大直徑的殼體。（2）沖擋板：為防止殼程流體進入換熱器時對管束的沖擊，可在進料口裝設緩沖擋板。（3）導流筒：殼程流體的進出口和管板間必存在有一段流體不能流動的空間，為了

26、提高傳熱效果，常在管束外增設導流筒。（4）放氣孔、排液孔：換熱器的殼體上常安有放氣孔和排液孔，以除去不凝性氣體和冷凝液等。（5）接管：換熱器中流體進出口的接管直徑按下式計算，即： 式中：Vs流體的體積流量，/s； u-接管中流體的流速，m/s。流速u的經驗值為： 對液體 u=1.52m/s; 對蒸汽 u=2050m/s 對氣體 u=(1520)p/(p為壓強，為密度)9）材料選用 換熱器材料應根據操作壓強、溫度及流體的腐蝕性等來選用。金屬材料：碳鋼、低合金鋼、不銹鋼、銅和鋁。非金屬材料：石墨、聚四氟乙烯、玻璃。不銹鋼和有色金屬材料抗腐蝕性能好，但價格相對較高。 10） 流體流動阻力（壓強降）的

27、計算（1）管程阻力：管程阻力可按一般摩擦力公式求的。對與多程換熱器，其阻力等于個程直管阻力，回彎阻力及進出阻力之和。一般進出阻力不算，故管程總阻力的計算式為：pstiNNFppp)21(D+D=Då                            式中:分別為直管及回彎管中流動阻力引起的壓強降。Ft結垢

28、校正因數，對管徑為25×2.5mm管子取1.4。對19×2mm管子取1.5。Np管程數；Ns串聯的殼程數，即串聯的換熱器數。直管阻力:  221iiudLprl=D回彎管阻力  （2） 殼程流動阻力：現已提出的計算公式多，但由于流體流動復雜，使所得結果相差很多，下面介紹埃索法計算殼程壓強的公式，即：   ssNFppp)(12110D+D=Då式中       -殼程總阻力引起的壓強降,Pa;      &

29、#160;  -流體橫向通過管束的壓強降，Pa;         -流體通過折流板缺口處的壓強降，Pa;         Fs-殼程結垢校正系數，液體取1.15，氣體取1.0;其中        F管子排列方式對壓強降的校正因數。   對正三角形排列    F=0.5；   正方形斜轉45度排列&#

30、160;  F=0.4；正方形直列   F=0.3；  -殼程流體摩擦系數，當Re>500時    uo按殼程最大流動截面積Ao計算的流速,m/s;Ao=h(D-nodo);no位于管束中心線的管子數NB折流板數；n折流板間距，m。 一般來說，液體流經換熱器的壓強降為0.11atm，氣體的為0.010.1atm。設計時，換熱器的工藝尺寸應在壓強降與傳熱面積之間予以平衡，使即能滿足工藝又經濟合理。第三章 操作要求3、1操作要求 1. 選定管殼式換熱器的種類和工藝流程。 2. 管殼式換熱器的工藝計算和主要的工藝尺寸設計。

31、3. 設計結果概要或設計結果一覽表。 4. 設備簡圖（要求按比例畫出主要結構及尺寸）。 5. 對本設計的評述及有關問題的討論。3、2管殼式換熱器的選用和設計計算步驟：1(284,285) 3、2、1試算并初選設備規格1）確定流體在換熱器中的流動途徑。2）根據傳熱任務計算熱負荷。3）確定利流體在換熱器兩端的溫度，選擇管殼式換熱器的形式；計算定性溫度，并確定在定性溫度下流體物性。4） 計算平均溫度差，并根據溫度校正系數不應小于0.8的原則決定殼程數。5） 依據總傳熱系數的經驗值范圍，或按生產實際情況選定總傳熱系數K值。6） 由總傳熱速率方程Q=KStm，初步算出傳熱面積S，并確定換熱器的基本尺寸（

32、如d、L、n及管子在管板上的排列等），或按系列標準選擇設備規格。3、2、2 計算管程、殼程壓強降 根據初定的設備規格，計算管程、殼程流體的流速和壓強降，檢查計算結果是否合理或滿足工藝要求。若壓強降不符合要求，要調整流速，再確定管程數或折流擋板間距，或選擇另一規格的換熱器，重新計算壓強降直至滿足要求為止。3、2、3核算總傳熱系數 計算管程、殼程對流傳熱系數，確定污垢熱阻Rsi和Rso，再計算總傳熱系數K'。比較K的初設値和計算值，若K'/K=1.151.25，則初選的換熱器合適，否則需另設K値，重復以上計算步驟。第四章 物性參數及其選定4、1 定性溫度冷卻介質為循環水，入口溫度為

33、：35，根據前面的原則選定出口溫度為：45 則有： 煤油的定性溫度： 水的定性溫度： 根據4化學工程手冊.化工基礎數據.化學工業出版社 分別查得在此條件下煤油和水的物性為：表5 物性參數物性流體密度 比熱容粘度/Pa·s導熱系數煤油8102.30.91×10-30.13水9944.1870.656×10-30.6384、2 參數K的選定由于在定性溫度下，高溫物體煤油（有機物）的黏度為0.91×10-3，介于（0.51）×10-3 Pa·s，低溫物體水，故總傳熱系數范圍為280710W/（m2·K）1(355)。第五章 工藝計

34、算5、1試算和初選換熱器的規格5、1、1 流體流動途徑： 采用逆流，因為逆流時的傳熱推動力優于并流和其他流動形式。5、1、2 管程安排： 本換熱器處理的是兩流體均不發生相變的傳熱過程，且水易結垢，根據兩流體的情況，故選擇循環水走換熱器的管程，煤油走殼程。5、1、3 傳熱量Q： 冷卻水流量5、1、4 兩流體的平均溫度差： 暫按單殼程、多管程進行計算。逆流時平均溫度差為而：查圖419（a）2得：，符合要求,所以傳熱溫差的校正值為：5、1、5 初選換熱器規格根據冷熱流體在換熱器中有無相變及其物性等，假設傳熱系數為，于是可求所需傳熱面積為：由于，因此需考慮熱補償。兩流體溫度變化情況：熱流體煤油入口溫度

35、140，出口溫度40；冷流體水入口溫度35，出口溫度45。t=(t1+t2)/2,t冷=(35+45)/2=40,t熱=(140+40)/2=90, t熱t冷=90-40=50,溫差較大，但是允許的壓強降不大于0.1MPa，壓力偏低，故可以選用浮頭式換熱器。據此，由換熱器系列標準（參見附錄）2中選定F700-4.0-105型換熱器，有關參數見表： 表6 換熱器的相關尺寸數據表殼徑/700管子尺寸/25×2.5公稱壓強/MPa4.0管長/m4.5公稱面積/105.0管子總數304管程數6管子排列方法正方形斜轉45°實際傳熱面積若選擇該型號的換熱器，則要求過程的總傳熱系數為5、

36、2 核算壓強降5、2、1 管程壓強降： 其中，管程流通面積: 管程流速: 管內雷諾數取管壁粗糙度，查（夏清等.化工原理（上冊）.天津：天津大學出版社，2005 ）2圖1-27,由關系圖中查得：=0.032；所以管程壓強降：符合工藝要求；5、2、2殼程壓強降： 其中， 管子為正方形斜轉排列，取折流擋板間距 殼程流通面積： 殼程流速： 殼內雷諾數： （湍流）殼程流體摩擦因數 所以 計算表明，管程和殼程的壓強降都能滿足設計的要求。5、3 核算總傳熱系數5、3、1 管程對流傳熱系數 5、3、2殼程對流傳熱系數 由式 計算 取換熱器列管之中心距。則流體通過管間最大截面積為 殼程中的煤油被冷卻，取。所以5、3、3 污垢熱阻 管內、外側污垢熱阻分別取為5、3、4 總傳熱系數 管壁熱阻可忽略時，則總傳熱系數為由前面的計算可知，選用該型號換熱器時要求過程的總傳熱系數為，在規定的流動條件下，計算出的Ke為353，故所選擇的換熱器是合適的。安全系數為: （滿足要求，即在范圍之內：10%25%）；（則：Ke/ K=353/302=1.169,而實際范圍應為1.151.25，符合）。第六章 設計結果一覽表6、1 結果表表7設計結果一覽表參數管程（冷卻水）殼程（煤油）流量/(kg/s)21.963.998進/出口溫度/35 4510