正戊烷冷凝器的设计(本科)

分类号： TQ05 单位代码： 密 级： 一般 学 号：

本科毕业论文（设计）

题 目： 专 业： 姓 名： 指导教师： 职 称： 答辩日期：

正戊烷冷凝器的设计 化学工程与工艺

XXX XXX 讲 师 2013年05月25日

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目录

1 概述 ............................................................ 6 1.1 换热器设计和选型要求 ........................................ 6 1.2 列管换热器结构的确定 ........................................ 7

1.2.1 列管换热器型式的选择 .................................. 7 1.2.2 换热管规格的选择 ...................................... 7 1.2.3 壳程数和台数 .......................................... 8 1.3 工艺条件的选择 .............................................. 8

1.3.1 流体流入空间的选择 .................................... 8 1.3.2 流体流向的选择 ........................................ 8 1.3.3 流速的选择 ............................................ 9

2 设计任务与设计条件 ............................................. 10 2.1 设计任务 ................................................... 10 2.2 设计条件 ................................................... 10 2.3 管壳程流体的确定 ........................................... 10 3 换热器的初步计算 ............................................... 11 3.1 物性数据的确定 ............................................. 11 3.2 估算传热面积 ............................................... 11

3.2.1 计算热流量 ........................................... 11 3.2.2 冷却水用量 ........................................... 11 3.2.3 计算有效平均温度差 ................................... 11 3.2.4 估算传热面积 ......................................... 12 3.3 传热管数与排列方式确定 ..................................... 12

3.3.1 管程数和传热管数 ..................................... 12 3.3.2 平均传热温差校正及壳程数: ............................ 12 3.3.3 传热管的分程与排列 ................................... 13 3.3.4 分程方法 ............................................. 14 3.4 壳体内径及壁厚的选择 ....................................... 15 3.5 折流板 ..................................................... 16 3.6 接管 ....................................................... 16 3.7 封头 ....................................................... 18 3.8 容器法兰 ................................................... 19

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3.9 管板 ....................................................... 19 4 校核计算 ....................................................... 20 4.1 总传热系数核算 ............................................. 20

4.1.1 壳程表面传热系数 ..................................... 20 4.1.2 管内表面传热系数 ..................................... 20 4.1.3 污垢热阻和管壁热阻 ................................... 21 4.1.4 总传热系数 ........................................... 21 4.2 压降校核 ................................................... 21 4.3 壁温与冷凝液流型核算 ....................................... 23

4.3.1 壁温核算 ............................................. 23 4.3.2 冷凝液流型核算 ....................................... 24

5.设计结果汇总表 ................................................. 25 6 总结 ........................................................... 27 谢辞 ........................................................... 29

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列管式换热器的设计

摘要：本设计以正戊烷为热流体，循环水为冷流体。对于将正戊烷在饱和温度下冷凝的传热过程，设计出符合工艺要求的列管式换热器。首先，通过对整个换热过程进行物料及热量衡算，并选择出所需换热器的类型，确定流体的流动空间、流向、流速和传热管的直径；其次，进一步计算出换热器的传热管长度、数目，以及确定换热器管程和壳程数等结构参数，估算总传热面积，计算壳体内径并确定筒体厚度等工艺尺寸及其附属设备选型设计计算，然后绘制出换热器的结构图；最后，对所设计的换热器进行热量、温度和压强核算，直至所设计的换热器符合工艺标准为止。

关键词：列管式换热器；结构参数；设计计算

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Tube heat exchanger design

Abstract: This design takes n-Pentane as high temperature thermal fluid,and circulating water as cold fluid. For the process of condensating the high temperature n-Pentane under the saturation temperature, the design gives the meet process requirements with the tube heat exchanger. First, based on the heat transfer process of material and heat balance needed to calculate, and choose the heat exchanger categories, determine the fluid flow in space, flow, velocity, and the pipe diameter; Second, further calculated the pipe heat exchanger, and determine the length and the number of the heat exchanger tube and shell structure parameters, such as process number estimated total heat exchanger area, calculate and determine cylinder shell thickness of inner diameter size and affiliated equipments such as selection process design calculation, then mapped the structure of the heat exchanger; Finally, the design of heat exchanger, temperature and pressure calculation, the design of heat exchanger until meet process standards . Based on the mechanism of the heat transfer of understanding, design a actual production of heat exchanger. The chemical production process in order to provide affordable of networks for heat exchange heat transfer of the equipment.

Keywords: tube heat exchanger; structural parameters; design and calculation.

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1概述

换热器是化工厂中重要的化工设备之一，换热器的类型很多，特点不一，可根据生产工艺要求进行选择。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。 换热器按用途不同可分为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器、再沸器、过热器等。 依据传热原理和实现热交换的方法可分为间壁式、混合式、蓄热式三类。其中间壁式换热器应用最广泛，按照传热面的形状和结构特点又可分为管壳式换热器、板面式换热器和扩展表面式换热器。

换热器的类型很多，特点不一，可根据生产工艺要求进行选择。

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。 1.1换热器设计和选型要求

（1）合理地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。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。

①增大传热系数K: 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。

②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。

③妥善布置传热面S 例如在管壳式换热器中，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《钢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。

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（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。

1.2列管换热器结构的确定 1.2.1列管换热器型式的选择

列管换热器中常用的是固定管板式和浮头式两种。一般要根据物流的性质、流量、腐蚀性、允许压降、操作温度与压力、结垢情况和检修清洗等要素决定选用列管换热器的型式。从经济角度看，只要工艺条件允许，应该优先选用固定管板式换热器。 1.2.2 换热管规格的选择

a.管子外形 列管换热器的管子外形有光滑管和波纹管两种。本设计按光滑管设计。

b.管子的排列方式 相同壳径时，采用正三角形排列比正方形排列可多布管子，是单位产热面积的金属耗量降低。一般壳程流体不易结垢或可以进行化学清洗的场合下，推荐用正三角形排列。必须进行机械清洗的场合，则采用正方形排列。

c.管子直径 直径小的管子可以承受更大的压力，而管壁较薄，有利传热；相同的壳径，可以排较多的小管子，使传热面积增大，单位传热面积的金属耗量降低。

d.管长 壳径较大的换热器采用可较长的管子可降低单位传热面积的金属耗量，更为经济。

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1.2.3 壳程数和台数

换热器的壳径越大，传热面积也越大，单位传热面积的金属耗量越低，采用一台较大的换热器比采用多台小换热器更经济，阻力也更小，且变于操作管理。

1.3工艺条件的选择 1.3.1流体流入空间的选择

设计列管换热器之前，要先考虑哪一种流体[5]走管程或壳程，这关系到设备使用是否合理。

a易结垢流体应走易于清洗的一侧。对于管板式、浮头式换热器，一般应使易结垢流体流经管程，而对于U型换热器，易结垢流体应走壳程。

b有时在设计上需要提高流体的速度，以提高其表面传热系数，在这种情况下，应将需要提高流速的流体放在管程。这是因为管程流通截面积一般较小，且易采用多管程结构以提高流速。

c具有腐蚀性的流体应走管程，这样可以节约耐腐蚀材料用量，降低换热器成本。

d压力较高的流体应走管程。这是因为管子直径小，承压能力强，能够避免采用耐压的壳体和密封措施。

e具有饱和蒸汽冷凝的换热器，应使饱和蒸汽走壳程，便于排出冷凝液。 f粘度大的流体应走壳程，因为壳程的流体在折流板的作用下，流通截面和方向都不断变化，在较低的雷诺数下就可以达湍流状态。 1.3.2 流体流向的选择

参与换热的两种流体在间壁两侧的流向有四种类型。 a.并流 两种流体在传热面两侧分别以相同的方向流动 b.逆流 两种流体在传热面两侧分别以相对的方向流动 c.错流 两种流体在传热面两侧分别以此成直角方向流动

d.折流 简单折流时，一流体沿一个方向流动，另一个流体反复折流流动；复杂折流时，两流体均作折流流动，并流与逆流或错流交替存在。

一侧流体的变温（无相变化），另一侧流体恒温（有相变化）时，并流和逆流时的对数平均温差是相等的；两侧流体都变温，若进出口温度一定时，逆

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流时的对数平均温差比并流的大。因此，在两侧流体均有温度变化时，生产上都选择逆流操作。若物流的温度有所限制，如冷流体被加热时不得超过某一温度，或热流体被冷却时不得低于某一温度时，宜采用并流操作。 1.3.3 流速的选择

流体流速的大小将影响设备的操作费用，是换热器设计中的一个重要因素。选择流速时应注意以下几点。

a. 流速高则传热系数也高，同时压力降增大，能耗随之增加。特别对含 有泥沙或沉积物的流体，以及易结垢的流体，当流速低时，可能导致管子堵塞，垢层热阻增大，严重影响设备使用。

b. 粘度大的流体，其摩擦损失与传热速率相比一般较小，可适当提高流速；而密度小的气体，因给热系数也小，克服阻力所需动力消耗较大，在考虑提高流速时，应权衡得失。

c. 流体应尽可能在湍流流动下操作，粘度大的流体可按层流设计以减少阻力损失。

表1 列管式换热器的常用流速

流体类型 一般液体

海水河水等易结垢的液体 气体

管内/（m/s）

0.5～3 ＞1 5～30

管间/（m/s） 0.2～1.5 ＞0.5 3～15

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2设计任务与设计条件 2.1.设计任务

设计一个处理能力为2.5×104t/a的换热器。 2.2设计条件

(1)正戊烷、冷凝温度为51.7℃，冷凝液于饱和液体下离开冷凝器； (2)冷却介质，循环水，入口温度：22℃，出口温度36℃； (3)允许压强降，不大于105Pa；

(4)每年按330天计；每天24 h连续运转。 2.3 管壳程流体的确定

正戊烷和循环水两流体均不发生相变的传热过程，因循环水的对流传热 系数较大，且较易结垢，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。另外黏度大的液体应走壳程，因为壳程内的流体在折流板的作用下，流通截面和方向都不断变化，在较低的雷诺数下就可达湍流状态。所以从总体考虑，应使循环水走管程，正戊烷走壳程。

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3 换热器的初步计算 3.1物性数据的确定

正戊烷液体在定性温度（51.7℃）下的物性数据（查化工原理附录），

??596kg/m3，??1.8?10?4Pa?s，cp?2.34kJ/kg??C，??0.13W/m??C，r?347.5kJ/kg。循环水的定性温度：

入口温度为t1?22?C，出口温度为t2?36oC 循环水的定性温度为tm??22?36?/2?29?C

两流体的温差Tm?tm?51.7?29?22.7?C?50?C，故选固定管板式换热器 两流体在定性温度下的物性数据见表2。

表2 两流体在定性温度下的物性数据

物性 流体 正戊烷 循环水

温度 ℃ 51.7 29

密度 Kg/m3 596 996

粘度 mPa·s 0.18 0.825

比热容 kJ/(kg·℃) 2.34 4.175

导热系数 W/(m·℃) 0.13 0.615

3.2估算传热面积 3.2.1 计算热流量

25000?103??0.8768kg/s 3600?330?24 qm,h QT?qm,hr?0.8768?347.5kJ/kg?304.69kw 3.2.2 冷却水用量

qm,c?QT/cp,c?t?304.69/?4.175?14??5.213kg/s 3.2.3 计算有效平均温度差

?t1?51.7?22?29.7 ?t2?51.7?36?15.7 ?tm???t1??t2?/ln?t129.7??29.7?15.7?/ln?22.7 ?C ?t215.7 11

3.2.4 估算传热面积

W/m2??C 初选总传热系数K 依经验取 K?600 则估算换热面积

A估`QT304.69?103???22.4m2 K估?tm600?22.73.3传热管数与排列方式确定 3.3.1管程数和传热管数

为方便清洗选用Φ25×2.5mm较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速 u1=1m/s。

可依据传热管内径和流速确定单程传热管数 ns?V?4?2diu5.213/996?16.67?17(根） 20.785?0.02?1 按单程管计算，所需的传热管长度为 L?A估?dons?22.4?16.79m?17m

3.14?0.025?17按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。根据本设计实际情况，现取传热管长l=6m，则该换热器的管程数为 np?L17??3.5?4 l6 传热管总根数 N=17×4=68(根） 3.3.2平均传热温差校正及壳程数: 平均温差校正系数有 :

/冷流体升高的温度?0/15?0 R?热流体降低的温度 P=

36?2214??0.47

51.7?2229.7 12

图1. 温差校正系数图

单壳程，双管程结构，查图1得??1.5， 平均传热温差 ?tm???tm逆?1.5?29.7?44.55℃

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。

3.3.3 传热管的分程与排列

管子的排列方式有等边三角形、同心圆和正方形三种。正方形排列管外清洗方便，对易结垢流体更为实用，若将正方形排列的管束斜转45度安装可在一定程度上提高给热系数。等边三角形排列比较紧凑，管外湍动高，给热系数大。因此我们采用等边三角形排列。

传热管和管板的链接方法有胀接和焊接两种，当采用胀接法时，采用过小的管心距，常会造成管板变形。而采用焊接时，管心距过小，也很难保证焊接质量，因此管心距应有一定的数值范围。一般情况下，胀接时，取管心距t=(1.3~1.5)d0；焊接时，取t=1.25 d0 (d0为管子外径)。对于直径较小的管子，要注意，管心距最小不能小于（d0 +6）mm，而且 t/d值应稍大些。

多管程结构中，隔板占有管板部分面积，一般情况下，隔板中心到离其最近一排管中心的距离可用下式计算s=t/2+6(mm)

于是可求各程相邻管子的管心距为2s，表3列出了常用传热管布置的管

心距。

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表3 换热管的管心距

换热管外径d0/mm 换热管间管心距t/mm 分程隔板处的管心距tc/mm 19 25 38 25 32 44 32 40 52 38 48 60 设计中当使用焊接时，取管心距 t=1.25×25=31.25≈32mm，隔板中心到离其最近一排管中心距离 S=32/2+6=22mm，各程相邻管的管心距为44mm。 传热管的具体排列方式如图2所示。

1.正三角形法 2.正方形法 3.同心圆法

图2 传热管的排列方式

3.3.4 分程方法

在设计中，采用多管程，需要在管箱中安装分程隔板。分程时，应使各程管子的数目大致相等，隔板形式要简单，密封长度要短。为使制造、维修和操作方便，一般采用偶数管程。

管束的分程方法常采用平行和T形方式，其前后管箱中隔板设置和介质的流通顺序按图3选取。

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图3 隔板型式与流通顺序图

所设计的换热器为四管程，每程各有传热管17根，故采用四管程的平行方式。流动顺序，管箱隔板，介质返回侧隔板如图3所示。 3.4 壳体内径及壁厚的选择

采用多管程结构，壳体内径可按下式估算，

横过管数中心线管的根数 nc?1.1N?1.1?68?9.07?10（根）

多管程结构换热器壳体的内径和管程数有关，壳体内径可按下式估算。

D?1.05tNT/?（η为管板利用率）

η其取值范围如下：对于正三角形排列，2管程，η=0.7~0.85，4管程以上η=0.6~0.8。正四边形排列，2管程，η=0.55~0.7，4管程以上η=0.45~0.65。估算出壳体内径后，需圆整到标准尺寸。卷制壳体的内径(公称直径)以400mm为基数，以100mm为进级档，必要时也可采用50mm为进级档。

本设计中采用四管程，管子为正四边形排列，所以估测管板利用率η=0.6 ，则壳体内径为

D?1.05tNT??1.05?32680.6?357.7mm 按卷制壳体的进级档100mm，可取D=400mm 固定管板式换热器的规格如下：

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公称直径D…………………………400mm 公称换热面积S……………………26.84m2 管程数np…………………………4 管数n………………………………68 管长L………………………………6m

管子直径……………………………Φ25?2.5mm 管子排列方式………………………等边三角形 3.5折流板

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

h=0.25×500=125mm，

故可取 h=125mm 取折流板间距B=0.25D

则B=0.25×500=125mm

折流板数目NB=

传热管长6000?1??1?47

折流板间距125折流板圆缺面水平装配，见图4。

图4 弓形折流板（水平圆缺）

3.6 接管

流速u的经验值可取：对液体： u=1.5~2m/s 对蒸气：u=20~50m/s

对气体：u=（0.1~0.2）m/s ①壳程进口接管

取壳层进口接管内正戊烷蒸汽流速为u=10m/s,正戊烷气体密度为

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ρ?3.585kg/m3 d1?4?0.8768?0.176m

3.585?3.14?10 取B型补强管DN=200，?219?13，质量m=6.6kg/100mm（HGJ527-90） 取补强圈d=224mm,D=400,计算得δd?8.7mm，圆整得δn?10mm 查JB/T4736-95,接管伸出长度为200mm 接管位置尺寸：L1?取200mm

② 壳程出口接管

取壳层出口接管内正戊烷液体流速为u=0.5m/s,正戊烷液体密度为

DH200?b?4?C??48?4?4?8?176mm， 22ρ?596kg/m3 d2?4?0.8768?0.061m

596?3.14?0.5 取B型补强管DN=125，?133?10，质量m=3.0kg/100mm（HGJ527-90） 取补强圈d=138mm，D=250，计算得δd?7.9mm，圆整得δn?8mm。 L2?取150mm。 ③管程接管

取管程内水的流速为u=1m/s，水密度为??996Kg/m3

DH133?hf?C??43?4?8?141mm22

d3?4?5.33?0.084m

960?3.14?1 取B型补强管DN=125，?133?10，质量m=3.0kg/100mm

（HGJ527-90）

取补强圈d=138mm，D=250，计算得δd?7.9mm，圆整得δn?8mm 查JB/T4736-95，接管伸出长度为200mm。 接管位置尺寸：

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，取200mm。 3.7 封头 （公式出自《化工容器设计》） 封头材料选用Q235-C。

①椭圆形封头

采用标准椭圆形封头（a/b=2） K=1 t?KPcDt2.5?400?? 4.7mm t2[σ]φ?0.5pc2?125?0.85?0.5?2.5 C1?0.6mmC2?1mm

t’?t?C1?C2?4.7?0.6?1?6.3mm 圆整取tn?7mm 封头总高

Di?ho?tn?125?25?8?133mm 4 (DN?2000mm,ho取25mm) ② 半球形封头 t?PcDi2.5?400?mm?2.4mm

4[σ]tφ?pc4?125?0.85?2.5 C1?0.22mmC2?1mm

t’?t?C1?C2?2.4?0.22?1?3.62mm 圆整取tn?4mm 封头总高 ③ 蝶形封头 取

r?0.17 查表4得M=1.36 RciDi?tn?207m m2 r/RciM

t?表4 蝶形封头形状系数

0.15 1.4

0.17 1.36

0.2 1.31

MαPcDt1.36?0.9?2.5?400??5.76mm t2[σ]φ?0.5pc2?125?0.85?0.5?2.5 C1?0.8mmC2?1mm

t’?t?C1?C2?5.76?0.8?1?7.56mm 圆整取tn?10mm 封头高度 0.194Di?ho?tn?0.194?400?25?10?112.6mm

综合高度和厚度以及节省成本原则选择椭圆形封头，根据JB/T4746-2002选择DN=400mm 封头质量为20kg，直边高度25mm，曲面高度100mm，厚度?p=4~8mm。

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3.8 容器法兰

选择乙型平焊法兰（JB/T4702-2000） 1.6MPa，符合要求，故选择16MnR。 采用石棉橡胶垫片，

DN?400mm,PN?1.6MPa,D?530mm,D1?490mm,D3?445mm,??36mm,d?23mm,D5?444mm,d5?404mm,螺柱规格：M20，数量20。

3.9 管板

固定管板式，壳体与管板采用焊接型式,管板兼作法兰。管板材料为16Mn。

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4 校核计算

4.1 总传热系数核算 4.1.1 壳程表面传热系数

r?2g?31/4??1.13[]

?L?t现假设管外壁温t??30，则冷凝液膜的平均温度为

51.7?30?40.75 2在此温度下的物性数据沿用饱和温度下51.7℃下的数据，在层流下

r?2g?31/4??1.13[]?783.17W/m2?。

?L?t??4.1.2 管内表面传热系数

?i?0.023?idiRe0.8Pr0.4

管程流体流通截面积

Si?0.785?0.022?68?0.00565m2 4 管程流体流速

ui?5.33/996?0.95m/s

0.00565Rei?du???0.02?0.95?996?22938 ?30.825?104.08?103?0.825?10?3?5.47 普朗特数Pr?0.615?i?0.023?diRe0.8Pr0.4?0.023?0.6150.8?22938?5.470.4?4297.5W/(m2.OC) 0.02 20

4.1.3 污垢热阻和管壁热阻

管外侧污垢热阻 Rso?0.000172m2?OC/W， 管内侧污垢热阻Rsi?0.000172m2?OC/W，

管壁热阻计算，碳钢在该条件下的热导率为50.29w/(m·K)。所以 Rw?0.0025?0.00005m2?k/w 50.294.1.4 总传热系数

K?1?doRsidobdo1(???Rso?)?ididi?dm?o

1

0.0250.000172?0.0250.0025?0.0251（???0.000172?）4297.5?0.0200.02050.29?0.0225783.17?497.5W/(m2?OC) （5）传热面积裕度 :可得所计算传热面积Ap为

304.69?103Ap???26.98m2

K?tm497.,5?22.726.98-22.4?100% ?20.45%

22.4Q 则换热器裕度? 说明此换热器能完成生产任务 4.2 压降校核

（1）计算管程压降

?Δp??Δpi1?Δp2?FtNpNs（Ft结垢校正系数Np管程数，Ns壳程数）

取碳钢的管壁粗糙度为0.1mm，则?/d?0.1/20?0.005， 而Rei?22938，于是

??68?? ??0.1??dRe??i??0.230.2368???0.1??0.005??22938.09???

L?ui23996?0.952 ?p1???0.033???2224.75Pa

di20.0202996?0.952?3??1348.34Pa ?p2?3?22

21

?ui2

对φ25?2.5mm的管子有

Ft?1.5,且Np?2,Ns?1

??p???pi1??p2?FtNpNs??2224.75?1348.34??1.5?2?1?10719.27Pa ?105Pa故, 管程压降在允许范围之内。 （2）计算壳程压降

工程计算中常用的方法是埃索法，如下：

?ps?(?po??pi)FsNs

式中：

?ps—壳程总阻力，Pa；

?po—流体流过管束的阻力， Pa； ?pi—流体流过折流板缺口的阻力，Pa；

Fs—壳程结垢校正系数，Fs??Ns—壳程数。

其中

?1.15(液体)；

?1.0(气体)2B?uo ?pi?NB(3.5? ?po?FfoNTC(NB?1))2D2NTC0.5??1.1NT(正三角形排列)?? 0.5??1.19NT(正方形排列)?uo22式中：

NT—每一壳程的管子总数；

NB—折流板数目；

B—折流板间距,m；

D—换热器壳体内径,m；

（按流通面积S0?B(D?NTd0)计uo—壳程流体横过管束的最小流速

算），m/s；

(正三角形)； ?0.5F—管子排列形式对阻力的影响，

。 fo—壳程流体摩擦因子，fo?5.0?Re0?0.228（Re0﹥500）

正戊烷流经管束的阻力（采用正方形）

F=0.4 f0?5.0?9834?0.288?0.354 NB?47 U0?0.11m/s

596?0.1342?p0?0.4?0.354?1.19?68??47?1???2437.47Pa

20.5F???0.4(正方形）流体流过折流板缺口的阻力

22

B=0.125m , D=0.5m

2?0.15?596?0.11??pi?47??3.5??2107.6 ??0.5?2?总阻力 Ns?1, Fs?1.15

2??1.15?5226.83Pa?105Pa ?ps??2437.47?2107.6壳程流体的阻力也适宜。

4.3 壁温与冷凝液流型核算 4.3.1 壁温核算

一般情况下，管壁温度可取为

t?Twt?w

2因为管壁很薄，而且管壁热阻很小，可忽略不计。由于循环冷却水冬季操作时，进口温度将会降低。为确保可靠，取其进口温度为10℃，出口温度为40℃计算传热管壁温。另外，操作初期管程污垢热阻较小，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

Tmtw?1?c?ct?m?1??h

h液体的平均温度(过渡流及湍流)

Tm?0.4T1?0.6T2 tm?0.4t1?0.6t2

式中：

T1—热流体进口温度，℃； T2—热流体出口温度，℃； t1—冷流体进口温度，℃； t2—冷流体出口温度，℃。 Tm=0.4×51.7+0.6×51.7=51.7℃

tm=0.4×10+0.6×40=28℃

k ；?h??o?783.17w/㎡·k ?c??i?4297.5w/㎡·

23

传热管平均壁温

51.7tw?

?284297.5783.17?31.6 1?14297.5783.17这与假设相差不大，可以接受。 4.3.2 冷凝液流型核算

ms0.8768??0.1642kg/m?s b3.14?0.025?68 冷凝负荷M?Re?4M??0.1642?符合层流假设?。 ?796.39?18000.000825

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5.设计结果汇总表 设计结果汇总表见表5。

表5 换热器主要结构尺寸和计算结果

参数 流率/ kg/s 进/出口温度/℃ 压力 定性温度/℃ 密度/（kg/m3） 管程 5.33 22/36 壳程 0.8768 51.7/51.7 ?0.1MPa 29 996 4.175 0.18×10-3 0.615 5.47 ?0.1MPa 51.7 596 2.34 0.825×10-3 0.13 3.24 物性

定压比热容/[kJ/（kg?k）] 粘度/（Pa?s） 热导率（W/m?k） 普朗特数 形式 壳体内径/㎜ 管板式 400 Φ25×2.5 6000 68 26.84 4 壳程数 台数 管心距/mm 管子排列 折流板数/个 折流板间距/㎜ 材质 1 1 32 等边三角形 19 300 碳钢 设备结构参数 管径/㎜ 管长/㎜ 管数目/根 传热面积/㎡ 管程数

主要计算结果 流速/（m/s） 表面传热系数/[W/（㎡?k）] 污垢热阻/（㎡?k/W） 阻力/ MPa 热流量/KW 传热系数/[W/（㎡?K）] 管程 0.95 4297.5 0.00017 0.0107 306.488 497.5 壳程 0.134 783.17 0.00017 0.005226 25

裕度/% 20.45% 26

6总结

回顾本次设计的整个过程，以及最终的设计结果，现总结如下：从设计的过程和结果来看，我认为本次设计的工艺计算基本上是严谨合理的；所确定的工艺数据也能够满足工艺的要求，基本上达到了设计任务的要求。通过本次设计，培养了我独立思考的能力，使我初步了解和掌握了一些有关化工设计方面的基础知识，受到一次化工设计技能方面的基本训练。本次设计当然也必然存在它的不足，但我相信，通过多次的细致审核、设计，我所设计出换热器将更加准确。

化工生产本身是复杂的，影响因素很多。综合平衡、全面考虑各种复杂的影响因素，是设计成功与否的关键。要获得这方面的知识和能力，唯一的途径是多次进行设计的实践。

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参考文献：

[1] 匡国柱,史启才主编.化工单元过程及设备课程设计[M],北京：化学工业出版社，2002. [2] 夏洁,陈常贵主编.化工原理(上、下册) [M]. 天津：天津大学出版社，2005. [3] 赵峭梅,张理平,付峰编著.化工设计与技术经济[M].陕西:陕西科学技术出版社,2003 [4] 刘盛宾编.列管式换热器的设计[M],北京: 化学工业出版社，2005. [5] 陈敏恒等.化工原理(上册) [M].北京: 化学工业出版社，2006

[6] 刘积文主编.石油化工设备及制造概论[M].哈尔滨：哈尔滨船舶工程学院出版社，1989.

[7] 化工机械手册编辑委员会编.化工机械手册[M]. 天津：天津大学出版社，1992. [8] C.J.Geankoplis. Transport process and unit opertions.3rd ed, New York: Prentice Hall

PTR，1993.

[9] 董大勤编.化工设备机械基础[M]. 北京：化学工业出版社, 2002.

[10] 化工部六院编.化工设备技术图样要求[M],化学工业设备设计中心站,1991

[11] B.Slipcevic. shell-side pressure drop in shell-and-tube heat exchangers with dish and ring baffers. Sulzcr Technical Review.1978

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谢 辞

本设计在XXX老师的悉心指导和严格要求下完成的，从论文的选题、方案论证到设计的实施过程以及论文的撰写，杨老师都给予了精心细致的指导。在四年的本科学习和生活期间，化工学院各位老师给予了精心的指导和无私的关怀，使我受益匪浅。在此向各位老师表示深深的感谢和崇高的敬意。 本设计能够顺利地完成，也归功于各位任课老师的认真负责和热情的帮助。正是有了他们的帮助和支持，才使我的毕业设计顺利完成。最后，我要向在百忙之中抽时间对本文进行审阅、评议和参加本人论文答辩的各位老师表示衷心的感谢！

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