换热器设计说明书(1)

《换热器设计说明书(1)》由会员分享，可在线阅读，更多相关《换热器设计说明书(1)（43页珍藏版）》请在装配图网上搜索。

1、化 工 设 计说明书设计题目：煤油冷却器的设计设 计 人：专业班级：学号：指导老师：二九年六月八日前言化工原理课程设计是化工原理教学的一个重要环节，是综合应用本门课程和有关先修课程所学知识，完成以单元操作为主的一次设计实践。通过课程设计使学生掌握化工设计的基本程序和方法，并在查阅技术资料、选用公式和数据、用简洁文字和图表表达设计结果、制图以及计算机辅助计算等能力方面得到一次基本训练，在设计过程中能够培养学生树立正确的设计思想和实事求是、严肃负责的工作作风。化工原理课程设计是化工原理课程教学的一个实践环节，是使学生得到化工设计的初步训练，为毕业设计奠定基础。围绕以某一典型单元设备（如板式塔、填料

2、塔、干燥器、蒸发器、冷却器等)的设计为中心，训练学生非定型设备的设计和定型设备的选型能力.设计时数为3 周，其基本内容为:(1）设计方案简介：对给定或选定的工艺流程、主要设备的型式进行简要的论述.（2）主要设备的工艺设计计算（含计算机辅助计算)：物料衡算，能量衡量，工艺参数的选定,设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算.(3）辅助设备的选型:典型辅助设备主要工艺尺寸的计算,设备的规格、型号的选定。（4）工艺流程图:以单线图的形式绘制，标出主体设备与辅助设备的物料方向，物流量、能流量，主要测量点。（5）主要设备的工艺条件图：图面应包括设备的主要工艺尺寸，技术特性表和接管表。(6）设计说明书的编写.设

3、计说明书的内容应包括：设计任务书，目录，设计方案简介,工艺计算及主要设备设计,辅助设备的计算和选型，设计结果汇总，设计评述，参考文献。整个设计由论述，计算和图表三个部分组成,论述应该条理清晰，观点明确；计算要求方法正确，误差小于设计要求，计算公式和所有数据必需注明出处;图表应能简要表达计算的结果。在化工、石油、动力、制冷、食品等行业中广泛使用各种换热器,且是上述这些行业的通用设备，占有十分重要的地位。随着我国工业的不断发展，对能源利用、开发和节约的要求不断提高，因而对换热器的要求也日益加强。换热器的设计制造结构改进以及传热机理的研究十分活跃，一些新型高效换热器相继问世.完善的换热器在设计或选型

4、时应满足以下基本要求：（1）合理地实现所规定的工艺条件；（2)结构安全可靠;（3)便于制造、安装、操作和维修；(4)经济上合理.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。目录设计任务书 .4 一设计题目:煤油冷却器的设计.4 二设计任务及操作条件.4 三选择适宜的列管式换热器并进行核算.4 四绘制换热器装配图（A1 图纸）.4 第一章设计方案简介 .5 第一节换热器简介 .6 一、换热器概述.6 二、换热器的分类.6 第二节列管式换热器

5、的结构.8 1、管程结构 .8 2、壳程结构 .9 第三节管程和壳程数的确定.11 第四节流动空间的选择.11 第五节流体流速的选择.12 第六节流动方式的选择.12 第七节加热剂、冷却剂的选择.13 第八节流体出口温度的确定.13 第九节材质的选择 .13 第二章列管式换热器的设计计算.13 第一节传热计算 .14 1、传热系数K.14 2、平均温度差.14 3、对流传热系数.15 4、污垢热阻 .15 第二节流体流动阻力（压强降）的计算.16 第三节列管式换热器的设计和选用的计算步骤总结.17 第三章换热器设计 .18 一、确定设计方案.18 二、确定物性数据.18 四、传热面积初值计算.

6、19 五、管侧传热系数.19 六、管内给热系数.19 七、传热核算 .19 八、壳侧压力降.20 九、管侧压降计算.20 十、裕度计算 .20 十一、冬季因素考虑.20 十二、壳程接管.24 十三、管程接管.24 第四章零件计算 .24 第一节壳体、管箱壳体和封头的设计.24 1、壁厚的确定.24 2、封头 .25 第二节管板与换热管 .25 1、管板 .25 2、换热管 .26 第三节进出口设计 .28 1、接管外伸长度.28 2、接管与筒体、管箱壳体的连接.28 3、排气、排液管.29 4、接管最小位置.30 第四节壳体与管板、管板与法兰及换热管的连接.30 1、壳体与管板的连接结构.30

7、 2、管板与法兰的连接.31 3、管子与管板的连接.31 第五节折流板或支持板.32 1、折流板型式.32 2、折流板尺寸.32 3、折流板的布置.33 4、支持板 .34 5、折流板质量计算.34 第六节防冲与导流 .34 第七节拉杆与定距管 .34 1、拉杆的结构和尺寸.34 2、拉杆的位置.35 3、定距管尺寸.35 第八节防短路结构 .35 1、旁路挡板结构尺寸.36 2、假管 .36 第九节膨胀节 .36 1、膨胀节 .36 2、膨胀节计算.37 第五章管束振动计算.37 第一节概述 .38 1、流动诱发振动的三种基本情况.38 2、管子最可能破坏的区段.38 3、破坏机理 .38

8、4、流动诱发振动机理.38 5、横流下管束动力行为.39 6、流体动力作用力.39 第二节流动诱发振动机理.39 1、漩涡分离 .39 2、湍流抖振 .40 3、弹性不稳定性.40 第三节振动分析：.40 1、阻尼稳定性理论：.40 2、共振 .40 3、横向载荷校核.40 第四节管束振动计算 .41 1、求斯特罗哈数.41 2、求临界速度系数D.41 3、求临界状态时漩涡分离振频率与管子固有频率之比.41 4、求临界状态时紊流抖动振频率与管子固有频率之比.41 第六章流程图 .41 设计流程图 .41 工艺流程图 .42 第七章结语 .42 第八章致谢 .43 参考文献 .43 设计任务书一

9、设计题目:煤油冷却器的设计二设计任务及操作条件1 处理能力：10 万吨/年煤油2 设备形式：列管式换热器3 操作条件（1）煤油:入口温度140，出口温度40（2）冷却介质:自来水，入口温度30，出口温度40（3）允许压强降:不大于 100kPa（4）煤油定性温度下的物性数据：密度 825kg/m3，黏度 7.15 10-4Pa。s，比热容 2。22kJ/（kg.），导热系数0.14W/（m。)（5）每年按 330 天计，每天24 小时连续运行三选择适宜的列管式换热器并进行核算3。1 传热计算3。2 管、壳程流体阻力计算3。3 管板厚度计算3。4 U 形膨胀节计算3。5 管束振动3.6 管壳式换

10、热器零部件结构四绘制换热器装配图（A1 图纸）参考文献1 夏清，姚玉英,陈常贵，等。化工原理 M.天津：天津大学出版社,2001 2 华南理工大学化工原理教研组。化工过程及设备设计M 。广州：华南理工大学出版社，1996 3 刁玉玮，王立业。化工设备机械基础(第五版）M。大连：大连理工大学出版社，2000 4 大连理工大学化工原理教研室化工原理课程设计M。大连：大连理工大学出版社，1996 5 魏崇光，郑晓梅.化工工程制图M。北京：化学工业出版社，1998 6 娄爱娟，吴志泉。化工设计 M.上海：华东理工大学出版社,2002 7 华东理工大学机械制图教研组.化工制图 M.北京：高等教育出版社，

11、1993 8 王静康。化工设计 M。北京:化学工业出版,1998 9 傅启民.化工设计 M。合肥：中国科学技术大学出版社，2000 10 董大勤.化工设备机械设计基础M。北京：化学工业出版社，1999 11 GB 151-1999 管壳式换热器12 JB/T 4715 92 固定管板式换热器与基本参数13 靳明聪。换热器 M.重庆：重庆大学出版社，1990 14 兰州石油机械研究所.换热器 M.北京：烃加工出版社，1986第一章设计方案简介一、设计目的课程设计是化工原理课程教学中综合性和实际性较强的教学环节，是理论联系实际的桥梁,是使学生体察工程实际问题复杂性的初次尝试。通过化工原理课程设计，

12、要求学生能综合运用本课程和前修课程的基本知识，进行融会贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的化工设计任务,从而得到化工设计的主要程序和方法,培养学生分析和解决工程实际问题的能力.同时，通过课程设计,还可以培养学生树立正确的设计思想，培养实事求是,严肃认真，高度负责的工作作风。二、该设备的作用及在生产中的应用换热器是实现传热过程的基本设备。而此设备是比较典型的传热设备,它在工业中的应用十分广泛。例如：在炼油厂中作为加热或冷却用的换热器、蒸馏操作中蒸馏釜和冷凝器、化工厂蒸发设备的加热室等。三、工艺流程示意图饱和水蒸气应从换热器壳程上方进入,冷凝水由壳程下方排出，冷却水从换热器下方的入口进入，上方

13、的出口排除.四、说明运用该设备的理由这种换热器的特点是壳体和管板直接焊接，结构简单、紧凑.在同样的壳体直径内，排管较多。管式换热器具有易于制造、成本较低、处理能力达、换热表面清洗比较方便、可供选用的结构材料广阔、适应性强、可用于调温调压场合等优点，由于两管板之间有管子相互持撑,管板得到加强，故在各种列管换热器中他的管板最薄，其造价比较低，因此得到了广泛应用.五、设备的结构特点该结构能够快速的降低物料的温度，工作时热流体走壳程,冷流体走管程，使接触面积大大增加,加快了换热速度。同时，对温差稍大时可在壳体的适当部位焊上补偿圈（或称膨胀节),通过补偿圈发生弹性变形(拉伸或压缩）来适应外壳和管束不同的

14、膨胀程度.六、在设计中遇到的问题的处理在设计中，在工艺计算过程中，由于选取K0不当或其他条件选取不当,造成在校核时K0不符合要求。在重新选取K0的同时,改变了其他的条件,如：n，L等，经过二次校核达到了预期的目的.七、设计方案的确定（1）对于列管式换热器，首先根据换热流体的腐蚀性或其它特性选项定其结构材料，然后再根据所选项材料的加工性能，流体的压强和温度、换热的温度差、换热器的热负荷、安装检修和维护清洗的要求以及经济合理性等因素来选项定其型式。设计所选用的列管换热器的类型为固定管板式。列管换热器是较典型的换热设备,在工业中应用已有悠久历史，具有易制造、成本低、处理能力大、换热表面情况较方便、可

15、供选用的结构材料广阔、适应性强、可用于调温调压场合等优点，故在大型换热器中占优势.固定管板式列管换热器的特点是，壳体与管板直接焊接，结构简单紧凑,在同样的壳体直径内排管最多.由于两管板之间有管板的相互支撑，管板得到加强，故各种列管换热器中它的管板最薄，造价最低且易清洗。缺点是，管外清洗困难,管壁与壳壁之间温差大于50时,需在壳体上设置膨胀节，依靠膨胀节的弹性变形以降低温差压力，使用范围仅限于管、壳壁的温差不大于70和壳程流体压强小于600kpa 的场合，否则因膨胀节过厚，难以伸缩而失去温差补偿作用。(2）工艺流程图（3）流体流经的空间:冷却水走管程原因有以下几个方面，冷却水常常用江水或井水，比

16、较脏硬度较高,受热容易结垢,在管内便于清理，此外，管内流体易于维持高速,可避免悬浮颗粒的沉积.管程可以采用多管程来增大流速，用以提高对流传热系数。被加热的流体应走管程，以提高热的有效利用,被冷却的流体走壳程，以便于热量散失。饱和蒸汽由于比较清洁应于壳程流过，易便于冷凝液的排出。综上所述冷却水走管程蒸汽走壳程。(4）流体的流动方向选择:饱和水蒸气应从换热器壳程上方进入，冷凝水从壳程的下方排出，这样既便于冷凝水的排放,又利于传热效率的提高；冷却水一般从换热器的下方的入口进入,上方的出口排出，可减少冷却水流动中的死角，以提高传热面积的有效利用。故采用逆流。（5)流速的选择:换热器内流体的流速大小，应

17、有经济衡算来决定。增大器内流体的流速,可增强对流传热,减少污垢在换热管表面上沉积的可能性,即降低了污垢的热阻，使总传热系数增大，从而减少换热器的传热面积和设备的投资经费,但是流速增大，又使流体阻力增大，动力消耗也就增多,从而致使操作费用增加，若流速过大,还会使换热器产生震动,影响寿命，因此选取合适的流速是十分重要的。(6）冷却剂及出口温度的确定：选取水做冷却剂，它们可以直接取自大自然，不必特别加工。由于本地水源丰富,可以降低传热面积，减少设备费用，故取出口温度为28。第一节换热器简介一、换热器概述换热器是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，以实现不同温度流体间的热能传递，又称热交换器.换热器

18、是实现化工生产过程中热量交换和传递不可缺少的设备。在换热器中,至少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的流体参加换热，但它的基本原理与前一种情形并无本质上的区别.在化工、石油、动力、制冷、食品等行业中广泛使用各种换热器，且它们是上述这些行业的通用设备，占有十分重要的地位.随着我国工业的不断发展，对能源利用、开发和节约的要求不断提高，因而对换热器的要求也日益加强。换热器的设计制造结构改进以及传热机理的研究十分活跃，一些新型高效换热器相继问世。二、换热器的分类换热器作为传热设备被广泛用于耗能用量大的领域。随着节能技术的飞

19、速发展,换热器的种类越来越多。适用于不同介质、不同工况、不同温度、不同压力的换热器,结构型式也不同,换热器的具体分类如下:1、换热器按传热原理可分为:1）间壁式换热器间壁式换热器是温度不同的两种流体在被壁面分开的空间里流动,通过壁面的导热和流体在壁表面对流，两种流体之间进行换热。因此又称表面式换热器，这类换热器应用最广.间壁式换热器根据传热面的结构不同可分为管式、板面式和其他型式。2)蓄热式换热器蓄热式换热器通过固体物质构成的蓄热体，把热量从高温流体传递给低温流体，热介质先通过加热固体物质达到一定温度后，冷介质再通过固体物质被加热,使之达到热量传递的目的.蓄热式换热器有旋转式、阀门切换式等.3

20、)流体连接间接式换热器流体连接间接式换热器，是把两个表面式换热器由在其中循环的热载体连接起来的换热器，热载体在高温流体换热器和低温流体之间循环，在高温流体接受热量,在低温流体换热器把热量释放给低温流体。这类换热器主要用于回收和利用高温废气的热量。以回收冷量为目的的同类设备称蓄冷器，多用于空气分离装置中。如炼焦炉下方预热空气的蓄热室。4)混合式换热器混合式换热器是通过冷、热流体的直接接触、混合进行热量交换的换热器，又称接触式换热器。由于两流体混合换热后必须及时分离,这类换热器适合于气、液两流体之间的换热。例如,冷水塔、气体冷凝器等。2、换热器按用途分为:1）冷却器冷却器是把流体冷却到必要的温度，

21、但冷却流体没有发生相的变化。2)加热器加热器是把流体加热到必要的温度，但加热流体没有发生相的变化。3）预热器预热器预先加热流体，为工序操作提供标准的工艺参数。4）过热器过热器用于把流体（工艺气或蒸汽)加热到过热状态。5）蒸发器蒸发器用于加热流体，达到沸点以上温度,使其流体蒸发,一般有相的变化.下面我们主要介绍列管式换热器。1、列管式换热器分类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。列管式换热器又称为管壳式换热器,是最典型的间壁式换热器.优点：单位体积设备所能提供的传热面积大，传热效果好,结构坚固，可选用的结构材料范围宽广，操作弹

22、性大,大型装置中普遍采用。结构:壳体、管束、管板、折流挡板和封头.一种流体在管内流动,其行程称为管程；另一种流体在管外流动，其行程称为壳程。管束的壁面即为传热面。列管式换热器，按材质分为碳钢列管式换热器，不锈钢列管式换热器和碳钢与不锈钢混合列管式换热器三种,按形式分为固定管板式、浮头式、U 型管式换热器，按结构分为单管程、双管程和多管程，传热面积1 500m2,可根据用户需要定制。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.列管式换热器种类很多,目前广泛使用的按其温差补偿结构来分，主

23、要有以下几种：浮头式换热器、固定式换热器、U 形管换热器、填料函式换热器等1)浮头式换热器浮头式换热器两端的管板，一端不与壳体相连,该端称浮头。管子受热时，管束连同浮头可以沿轴向自由伸缩，完全消除了温差应力。新型浮头式换热器浮头端结构，它包括圆筒、外头盖侧法兰、浮头管板、钩圈、浮头盖、外头盖及丝孔、钢圈等组成,其特征是：在外头盖侧法兰内侧面设凹型或梯型密封面，并在靠近密封面外侧钻孔并套丝或焊设多个螺杆均布,浮头处取消钩圈及相关零部件，浮头管板密封槽为原凹型槽并另在同一端面开一个以该管板中心为圆心,半径稍大于管束外径的梯型凹槽，且管板分程凹槽只与梯型凹槽相连通，而不与图 1 浮头式换热器凹型槽相

24、连通；在凹型和梯型凹槽之间钻孔并套丝或焊设多个螺杆均布,设浮头法兰为凸型和梯型凸台双密封，分程隔板与梯型凸台相通并位于同一端面的宽面法兰，且凸型和梯型凸台及分程隔板分别与浮头管板凹型和梯型凹槽及分程凹槽相对应匹配，该浮头法兰与无折边球面封头组配焊接为浮头盖，其法兰螺孔与浮头管板的丝孔或螺杆相组配,用螺栓或螺帽紧固压紧浮头管板凹型和梯型凹槽及分程凹槽及其垫片,该结构必要时可适当加大浮头管板的厚度和直径及圆筒的内径，同时相应变更加大相关零部件的尺寸;另配置一无外力辅助钢圈，其圈体内径大于浮头管板外径，钢圈一端设法兰与外头盖侧法兰内侧面凹型或梯型密封面连接并密封，另一端设法兰或其他结构与浮头管板原凹

25、型槽及其垫片或外圆密封。浮头换热器的特点:浮头式换热器的一端管板固定在壳体与管箱之间，另一端管板可以在壳体内自由移动，这个特点在现场能看出来.这种换热器壳体和管束的热膨胀是自由的,管束可以抽出，便于清洗管间和管内。其缺点是结构复杂,造价高（比固定管板高20）,在运行中浮头处发生泄漏，不易检查处理。浮头式换热器适用于壳体和管束温差较大或壳程介质易结垢的条件。2）固定管板式换热器固定管板式换热器的两端管板和壳体制成一体，当两流体的温度差较大时，在外壳的适当位置上焊上一个补偿圈（或膨胀节).当壳体和管束热膨胀不同时，补偿圈发生缓慢的弹性变形来补偿因温差应力引起的热膨胀。固定管板式换热器主要有外壳、管

26、板、管束、封头压盖等部件组成。固定管板式换热器的结构特点是在壳体中设置有管束，管束两端用焊接或胀接的方法将管子固定在管板上，两端管板直接和壳体焊接在一起，壳程的进出口管直接焊在壳体上，管板图 2 固定管板式换热器外圆周和封头法兰用螺栓紧固，管程的进出口管直接和封头焊在一起，管束内根据换热管的长度设置了若干块折流板.这种换热器管程可以用隔板分成任何程数。这类换热器的结构比较简单、紧凑、造价便宜，但壳程清洗困难，对于较脏或有腐蚀性的介质不宜采用。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

27、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。固定管板式换热器的特点1、旁路渗流较小；2、造价低；3、无内漏；4、固定管板式换热器的缺点是,壳体和管壁的温差较大,易产生温差力，壳程无法

28、清洗,管子腐蚀后连同壳体报废，设备寿命较低，不适用于壳程易结垢场合.3)U 型管式换热器图3 U 型管换热器这类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。4）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。第二节列管式换热器的结构1、管程结构换热管规格和排列的选择换热管直径越小,换热器单位体积的传热面积越大.因此,对于洁净的流体管径可取小些。但对于不洁净或易结垢的流体，管径应取得大些，以免堵塞。考虑

29、到制造和维修的方便,加热管的规格不宜过多。目前我国试行的系列标准规定采用和两种规格，对一般流体是适应的.此外，还有，572。5的无缝钢管和252，的耐酸不锈钢管。按选定的管径和流速确定管子数目，再根据所需传热面积，求得管子长度。实际所取管长应根据出厂的钢管长度合理截用.我国生产的钢管长度多为6m、9m，故系列标准中管长有1。5m，2m，3m,4。5m，6m和9m 六种，其中以 3m 和6m 更为普遍。同时，管子的长度又应与管径相适应，一般管长与管径之比,即 L/D约为 46。管子的排列方式有等边三角形和正方形两种（图4。7。11a，图 4。7。11b）。与正方形相比，等边三角形排列比较紧凑，管

30、外流体湍动程度高，表面传热系数大。正方形排列虽比较松散，传热效果也较差，但管外清洗方便,对易结垢流体更为适用.如将正方形排列的管束斜转45 安装（图4（3），可在一定程度上提高表面传热系数。图4 管子在管板上的排列管板固定管板式换热器的两端管板采用焊接方法与壳体连接固定。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.封头和管箱封头封头有方形和圆形两种，方形用于直径小的壳体(一般小于 400mm），圆形用于大直径的壳体.管箱列管式换热器管箱即换热器的端盖，也叫分配室。用以分配液体和起封头的作用.压力较低时可采用平盖，压力较高时则采用凸形盖，用法兰与管板连接。检修时可拆下管箱对管

31、子进行清洗或更换.管箱的最小内侧深度应符合以下两个条件1）轴向开孔的单管程管箱，开口中心处的最小深度应不小于接管内直径的1/3.2）多管程的内侧深度应保证两程之间的最小流通面积不小于每管程换热管流通面积的1.3倍;当操作允许时也可等于换热管的流通面积。3）管箱长度还应考虑管程进出管开孔补强的2B 边缘应力影响范围,如果紧挨壳程进出管，还应考虑装卸螺栓螺母，这点新手特别容易忽视,特别在不按比例制图情况下，个别情况还应考虑人进入管箱维护的空间.4）管箱的长度还应考虑接管到封头切线的距离,接管焊缝到法兰密封面之间的距离。管箱的长度应尽量短一些。2、壳程结构壳体换热器壳体的内径应等于或稍大于（对浮头式

32、换热器而言）管板的直径。根据计算出的实际管数、管径、管中心距及管子的排列方法等，可用作图法确定壳体的内径.但是,当管数较多又要反复计算时，作图法太麻烦费时，一般在初步设计时，可先分别选定两流体的流速，然后计算所需的管程和壳程的流通截面积，于系列标准中查出外壳的直径。待全部设计完成后,仍应用作图法画出管子排列图。为了使管子排列均匀，防止流体走短路”，可以适当增减一些管子。另外,初步设计中也可用下式计算壳体的内径,即：式中 D壳体内径，m;t 管中心距，m；nc 横过管束中心线的管数；b 管束中心线上最外层管的中心至壳体内壁的距离，一般取b=（1 1。5）do。nc值可由下面的公式计算.管子按正三

33、角形排列时：管子按正方形排列时：式中 n为换热器的总管数。折流挡板安装折流挡板的目的是为提高管外表面传热系数，为取得良好的效果，挡板的形状和间距必须适当.折流挡板不仅可防止流体短路、增加流体流速，还迫使流体按规定路径多次错流通过管束，使湍动程度大为增加。常用的折流挡板有圆缺形和圆盘形两种,前者更为常用.切去的弓形高度约为外壳内径的1040，一般取 2025%，过高或过低都不利于传热.a。圆缺形b.圆盘形a.圆缺形b。圆盘形图5 折流板两相邻挡板的距离（板间距)h 为外壳内径D 的（0.21）倍。板间距过小，不便于制造和检修，阻力也较大。板间距过大，流体就难于垂直地流过管束，使对流传热系数下降.

34、对圆缺形挡板而言，弓形缺口的大小对壳程流体的流动情况有重要影响.由图 2可以看出,弓形缺口太大或太小都会产生”死区”，既不利于传热，又往往增加流体阻力.a.切除过少b。切除适当c.切除过多图6挡板切除对流动的影响挡板的间距对壳体的流动亦有重要的影响.间距太大，不能保证流体垂直流过管束，使管外表面传热系数下降;间距太小，不便于制造和检修，阻力损失亦大.一般取挡板间距为壳体内径的0。21。0倍。我国系列标准中采用的挡板间距为:固定管板式有100mm，150mm,200mm,300mm，450mm,600mm,700mm 七种浮头式有 100mm,150mm,200mm，250mm，300mm，35

35、0mm，450mm（或 480mm），600mm 八种.图7 装有圆形折流挡板的列管换热器缓冲板缓冲挡板为防止壳程流体进入换热器时对管束的冲击,可在进料管口装设缓冲挡板。其它主要附件导流筒壳程流体的进、出口和管板间必存在有一段流体不能流动的空间(死角)，为了提高传热效果，常在管束外增设导流筒，使流体进、出壳程时必然经过这个空间.放气孔、排液孔换热器的壳体上常安有放气孔和排液孔，以排除不凝性气体和冷凝液等.接管尺寸换热器中流体进、出口的接管直径按下式计算，即：式中 Vs-流体的体积流量，m3/s；u 接管中流体的流速，m/s.流速 u的经验值为:对液体：u=1。52 m/s；对蒸汽：u=2050

36、 m/s；对气体：u=（1520）p/；式中 p 为压强，单位为atm；为气体密度，单位为kg/m3。第三节管程和壳程数的确定当流体的流量较小或传热面积较大而需管数很多时，有时会使管内流速较低,因而对流传热系数较小.为了提高管内流速,可采用多管程。但是程数过多，导致管程流体阻力加大,增加动力费用;同时多程会使平均温度差下降;此外多程隔板使管板上可利用的面积减少,设计时应考虑这些问题。列管式换热器的系列标准中管程数有1、2、4和6程等四种。采用多程时，通常应使每程的管子数大致相等。管程数 m 可按下式计算，即:式中u 管程内流体的适宜速度，m/s;u 管程内流体的实际速度，m/s.当壳方流体流速

37、太低时，也可以采用壳方多程。如壳体内安装一块与管束平行的隔板，流体在壳体内流经两次，称为两壳程，如前述的图4-47和图 4-48所示。但由于纵向隔板在制造、安装和检修等方面都有困难，故一般不采用壳方多程的换热器，而是将几个换热器串联使用，以代替壳方多程.例如当需二壳程时，则将总管数等分为两部分,分别安装在两个内径相等而直径较小的外壳中，然后把这两个换热器串联使用,如图所示。图8 换热器串联第四节流动空间的选择在管壳式换热器的设计中，首先要决定哪种流体走管程，哪种流体走壳程。这需要遵循一些一般原则。应尽量提高两侧传热系数较小的一个,使传热面两侧的传热系数接近.在运行温度较高的换热器中,应尽量减少

38、热量的损失，而对于一些制冷装置,应尽量减少其冷量的损失.管、壳程的决定应尽量做到易于清洗除垢和修理,以保证运行的可靠性。应减小管子和壳体因受热不同而产生的热应力.从这个角度来说,顺流式就优于逆流式，因为顺流式进出口端的温度比较平均不像逆流式那样，热、冷流体的高温段都集中在一端，低温部分集中于另一端，易于因两端收缩不同而产生热应力.流量小而粘度大（)的流体一般以壳程为宜，因在壳程Re 100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.对于有毒的介质或气体介质，必使其不泄露，应特别注意其密封，密封不仅要可靠而且还要求方便和简单。

39、应尽量避免采用贵金属，以降低其成本以上这些原则有的是相互矛盾的,所以在具体设计时应综合考虑,决定哪一种流体走管程，哪一种流体走壳程。1、适于通入管内空间（管程）的流体1）不清洁的流体因为在管内空间得到较高的流速并不困难,而流速高时，悬浮物不易沉淀，且管内空间也易于清洁。2）体积小的流体因为管内空间的流动截面往往比管外空间的流动截面小，流体易于获得必要的理想流速，而且也便于做多程流动。3）有压力的流体因为管子承压能力强，而且简化了壳体的密封要求.4）腐蚀性强的流体因为只有管子及管箱才需要用耐腐蚀的材料，而壳体及管外空间的所有零件均可用普通材料制造,所以可以降低造价。此外，在管内空间装设保护用的衬

40、里或覆盖层也比较翻遍,并容易检查。5）与外界温差较大的流体因为可以减少热量的散失。2、宜于通入管间空间（壳程）的流体1)当两流体温度相差较大时,值较大的流体走管间这样可以减少管壁与壳壁间的温度差，因而也减少了管束与壳体间的相对伸长量，故温差应力可以降低2)若两流体的给热性能相差较大时，值较小的流体走管间此时可用翅片管来平衡传热面两侧的给热条件，使之相互接近。3）饱和蒸汽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。4)粘度大的液体管间的流动截面与方向都在随时变化，在低雷诺准数下，管外给热系数比管内大。5）被冷却的流体可利用外壳向外的散热作用,以增强冷却效果。6）泄漏后危险性大

41、的流体可以较少泄露机会，以保安全。此外，易析出结晶、沉渣、淤泥以及其它沉淀物的流体，最好通入比较更容易清洗的流动空间，在管壳式换热器中，一般易清洗的是管内空间。但在U形管、浮头式换热器中,易清洗的都是管外空间.第五节流体流速的选择增加流体在换热器中的流速,将加大对流传热系数，减少污垢在管子表面上沉积的可能性，即降低了污垢热阻,使总传热系数增大，从而可减小换热器的传热面积.但是流速增加，又使流体阻力增大，动力消耗就增多.所以适宜的流速要通过经济衡算才能定出。此外，在选择流速时，还需考虑结构上的要求。例如,选择高的流速,使管子的数目减少,对一定的传热面积，不得不采用较长的管子或增加程数。管子太长不

42、易清洗，且一般管长都有一定的标准；单程变为多程使平均温度差下降。这些也是选择流速时应予考虑的问题。表 1 列管换热器内常用的流速范围流体种类流速m/s 管程壳程一般液体宜结垢液体气 体0。51.3 1 530 0。21。5 0.5 315 表2 液体在列管换热器中流速（在钢管中）液体粘度最大流速m/s 1500 1000500 500100 10053 351 1 0.6 0.75 1。1 1。5 1.8 2.4 第六节流动方式的选择除逆流和并流之外,在列管式换热器中冷、热流体还可以作各种多管程多壳程的复杂流动。当流量一定时，管程或壳程越多,表面传热系数越大,对传热过程越有利。但是，采用多管程

43、或多壳程必导致流体阻力损失，即输送流体的动力费用增加.因此，在决定换热器的程数时，需权衡传热和流体输送两方面的损失.当采用多管程或多壳程时，列管式换热器内的流动形式复杂，对数平均值的温差要加以修正，具体修正方法见第二章第一节。第七节加热剂、冷却剂的选择用换热器解决物料的加热冷却时，还要考虑加热剂(热源)和冷却剂(冷源）的选用问题.可以用作加热剂和冷却剂得物料很多，列管式换热器常用的加热剂有饱和和水蒸气，烟道气和热水等.常用的冷却剂有水，空气和氮等.在选用加热剂和冷却剂的时候主要考虑来源方便，有足够的温度，价格低廉，使用安全。(一)常用的加热剂1、饱和水蒸汽饱和的水蒸汽是一种应用最广泛的加热剂,

44、由于饱和水蒸汽冷凝时的传热膜系数很高，可以改变蒸汽的压强以准确地调节加热温度，而且常可利用价格低廉的蒸汽机及涡轮和排放的废气。但饱和水蒸汽温度超过180，就需采用很高的压强.一般只用于加热温度在180以下的情况。2、烟道气燃料燃烧所得到的烟道气具有很高的温度，可达700 1000，适用于需要达到高温度的加热.用烟道气加热的缺点是他的比热低，控制困难及传热膜系数很低。除了以上两种常用的加热剂之外，还可以结合工厂的具体情况，采用热空气作为加热剂。也可应用热水来作为加热剂.（二)常用的冷却剂水和空气是最常用的冷却剂，他们可以直接取自大自然,不必特别加工。以水和空气比较，水的比热高，传热膜系数也很高,

45、但空气的取得和使用比水方便,应因地制宜加以选用。水和空气作为冷却剂变到当地气温的限制，一般冷却温度为10 25。如果要冷却到较低的温度，则需应用低温剂，常用的低温剂有冷冻盐水（Cacl2,Nacl 及其它溶液).第八节流体出口温度的确定若换热器中冷、热流体的温度都由工艺条件所规定，则不存在确定流体两端温度的问题.若其中一流体仅已知进口温度，则出口温度应由设计者来确定.例如用冷水冷却一热流体，冷水的进口温度可根据当地的气温条件作出估计，而其出口温度则可根据经济核算来确定：为了节省冷水量，可使出口温度提高一些，但是传热面积就需要增加；为了减小传热面积，则需要增加冷水量.两者是相互矛盾的。一般来说，

46、水源丰富的地区选用较小的温差，缺水地区选用较大的温差.不过,工业冷却用水的出口温度一般不宜高于45，因为工业用水中所含的部分盐类(如 CaCO3、CaSO4、MgCO3 和 MgSO4 等）的溶解度随温度升高而减小，如出口温度过高，盐类析出,将形成传热性能很差的污垢,而使传热过程恶化。如果是用加热介质加热冷流体,可按同样的原则选择加热介质的出口温度。第九节材质的选择列管换热器的材料应根据操作压强、温度及流体的腐蚀性等来选用。在高温下一般材料的机械性能及耐腐蚀性能要下降.同时具有耐热性、高强度及耐腐蚀性的材料是很少的。目前常用的金属材料有碳钢、不锈钢、低合金钢、铜和铝等；非金属材料有石墨、聚四氟

47、乙烯和玻璃等。不锈钢和有色金属虽然抗腐蚀性能好，但价格高且较稀缺，应尽量少用.第二章列管式换热器的设计计算列管式换热器的选用和设计计算步骤基本上是一致的,其基本步骤如下：1、试算并初选设备规格（1）根据传热任务，计算传热速率；（2）计算传热温差,并根据温差修正系数不小于0.8 的原则,确定壳程数或调整加热介质或冷却介质的终温；（3)选择流体在换热器中的通道;（4)确定流体在换热器中的流动途径。(5)根据传热任务计算热负荷Q.（6）确定流体在换热器两端的温度，选择列管式换热器的型式；计算定性温度,并确定在定性温度下流体的性质.（7）计算平均温度差,并根据温度校正系数不应小于0。8的原则，决定壳程

48、数。（8）依据总传热系数的经验值范围，或按生产实际情况,选定总传热系数K 选值。（9）依据传热基本方程，估算传热面积，并确定换热器的基本尺寸或按系列标准选择换热器的规格；（10）选择流体的流速，确定换热器的管程数和折流板间距。2 计算管、壳程压强降根据初定的设备规格,计算管、壳程流体的流速和压强降.检查计算结果是否合理或满足工艺要求。若压强降不符合要求，要调整流速,再确定管程数或折流板间距,或选择另一规格的设备，重新计算压强降直至满足要求为止。3 计算传热系数，校核传热面积计算管程、壳程的对流传热系数,确定污垢热阻,计算传热系数和所需的传热面积。一般选用换热器的实际传热面积比计算所需传热面积大

49、1025%，若 K/K 1.151.25，否则另设总传热系数，另选换热器,返回第一步，重新进行校核计算.通常，进行换热器的选择或设计时，应在满足传热要求的前提下，再考虑其他各项的问题。它们之间往往是互相矛盾的.例如，若设计的换热器的总传热系数较大，将导致流体通过换热器的压强降（阻力）增大,相应地增加了动力费用；若增加换热器的表面积,可能使总传热系数和压强降降低，但却又要受到安装换热器所能允许的尺寸的限制，且换热器的造价也提高了。此外，其它因素（如加热和冷却介质的用量，换热器的检修和操作)也不可忽视.总之，设计者应综合分析考虑上述诸因素,给予细心的判断，以便作出一个适宜的设计.第一节传热计算给定

50、的条件（1）热流体的入口温度t1、出口温度t1”;（2）冷流体的入口温度t2、出口温度t2”；热平衡方程式是反映换热器内冷流体的吸热量与热流体的放热量之间的关系式.由于换热器的热散失系数通常接近1,计算时不计算散热损失,则冷流体吸收热量与热流体放出热量相等，热平衡方程式中的热量Q 是烘干机干燥粮食所需要的热量，换热器换出的热量必须等于该热量。1、传热系数K 传热系数K 是表示换热设备性能的极为重要的参数，是进行传热计算的依据。K 的大小取决于流体的物性、传热过程的操作条件及换热器的类型等，K 值通常可以由实验测定,或取生产实际的经验数据，也可以通过分析计算求得。在工程上，一般以圆管外表面积A0

51、为基准计算总传热系数K0，除加以说明外,常将 A0、K0分别以 A、K 表示，即：该式又可以改写为：式中：di,d0,dm-圆管的内径、外径、管壁的平均直径。2、平均温度差由于换热器中沿程流体的温度、物性是变化的，故式（4。1。1)中的传热温差（Tt）和传热系数K一般也就会变动,在工程计算中通常用平均传热温差代替,于是得到总的传热速率方程的表达式：Q=KA tm.间壁两侧流体平均温度差的计算方法与换热器中两流体的相互流动方向有关，而两流体的温度变化情况，可分为恒温传热和变温传热.（1）恒温传热时的平均温度差换热器的间壁两侧流体均有相变化时,例如在蒸发器中，间壁的一侧，液体保持在恒定的沸腾温度t

52、 下蒸发，间壁的另一侧,加热用的饱和蒸气在一定的冷凝温度T 下进行冷凝，属恒温传热，此时传热温度差(Tt)不变，即：tm=T t（2)变温传热时的平均温度差变温传热时，两流体相互流动的方向不同，则对温度差的影响不同，分述如下。逆流和并流时的平均温度差在换热器中,冷、热两流体平行而同向流动,称为并流；两者平行而反向的流动,称为逆流。平均温度差的推导过程经推导得：图9 流型为对数平均温差：逆流：并流：对于同样的进出口条件，逆并，并可以节省加热剂或冷却剂的用量,工业上一般采用逆流。对于一侧有变化，另一侧恒温，逆并。（3）错流和折流时的平均温度差在大多数的列管换热器中，两流体并非简单的逆流或并流，因为

53、传热的好坏，除考虑温度差的大小外，还要考虑到影响传热系数的多种因素以及换热器的结构是否紧凑合理等。所以实际上两流体的流向,是比较复杂的多程流动，或是相互垂直的交叉流动。图10 错折流图中，(a）图两流体的流向互相垂直,称为错流，（b)图一流体只沿一个方向流动，而另一流体反复折流，称为简单折流.若两股流体均作折流,或既有折流又有错流,则称为复杂折流。对于错流和折流时的平均温度差，可采用安德伍德（Underwood)和鲍曼（Bowman）提出的图算法.该法是先按纯逆流计算对数平均温度差tm,然后再根据实际流动情况乘以校正系数 t，即：m校正系数 t 与冷热两流体的温度变化有关,是 R 和 P两参数

54、的函数，即，校正系数可根据R 和 P 两参数从下图查得。图 11 校正系数图温差校正系数 t 恒小于 1,这是由于在列管换热器内增设了折流挡板及采用多管程，使得换热的冷、热流体在换热器内呈折流或错流，导致实际平均传热温差恒低于纯逆流时的平均传热温差.当 t值小于 0。8 时,则传热效率低,经济上不合理，操作不稳定.原因:换热器内出现温度交叉或温度逼近现象.避免措施:采用多个换热器串联或采用多壳程结构,换热器个数或所需的壳程数，可用图解法确定。3、对流传热系数4、污垢热阻换热器的传热表面在经过一段时间运行后，壁面往往积一层污垢，对传热形成附加的热阻,称为污垢热阻，这层污垢热阻在计算传热系数K 时

55、一般不容忽视。由于污垢层的厚度及其热导率不易估计,通常根据经验确定污垢热阻。若管壁内、外侧表面上的污垢热阻分别用Rdi和 Rd0表示,根据串联热阻叠加原则,式(4。6.2）变为：污垢热阻往往对换热器的操作有很大影响，需要采取措施防止或减少污垢的积累或定期清洗。污垢热阻Rd的大致范围流体污垢热阻Rd/(m2 kw 1）流体污垢热阻Rd/（m2 kw 1）水（u1m/s，t105(表压）0。1P 0。5P 5X104 Pa（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

56、:每程直管阻力；每程回弯阻力;式中Pi、Pr 分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降，N/；Ft-结垢校正因数,无因次,对于 252。5mm 的管子，取为 1。4,对 19 2mm的管子,取为 1。5；Np-管程数；Ns-串联的壳程数。由此式可以看出，管程的阻力损失（或压降）正比于管程数Np 的三次方，即对同一换热器，若由单管程改为两管程，阻力损失剧增为原来的8倍,而强制对流传热、湍流条件下的表面传热系数只增为原来的1.74倍；若由单管程改为四管程,阻力损失增为原来的64倍,而表面传热系数只增为原来的 3倍。由此可见,在选择换热器管程数目时，应该兼顾传热与流体压降两方面的得失。（2)壳程流

57、体阻力现已提出的壳程流体阻力的计算公式虽然较多,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：式中壳程总阻力损失，；流过管束的阻力损失，；-流过折流板缺口的阻力损失，；Fs 壳程阻力结垢校正系数,对液体可取Fs=1。15，对气体或可凝蒸汽取Fs=1。0;Ns壳程数；又管束阻力损失折流板缺口阻力损失式中-折流板数目;横过管束中心的管子数，对于三角形排列的管束，;对于正方形排列的管束，为每一壳程的管子总数；B-折流板间距，m；D壳程直径,m；u0按壳程流通截面积或按其截面积计算所得的壳程流速,m/s;F-管子排列形式对压降的校正系数，对三角形排列F=0

58、.5,对正方形排列F=0。3，对正方形斜转45，F=04；壳程流体摩擦系数，根据,由下图可以看出,当亦可由下式求出：图12 摩擦系数与雷诺准数关系图因，正比于，管束阻力损失，基本上正比于，即若挡板间距减小一半,剧增 8 倍,而表面传热系数只增加1。46 倍。因此，在选择挡板间距时,亦应兼顾传热与流体压降两方面的得失。同理,壳程数的选择也应如此。第三节列管式换热器的设计和选用的计算步骤总结设有流量为mh 的热流体，需从温度T1冷却至 T2，可用的冷却介质入口温度t1，出口温度选定为t2.由此已知条件可算出换热器的热流量Q 和逆流操作的平均推动力。根据传热速率基本方程：当 Q 和已知时，要求取传热

59、面积A 必须知 K 和则是由传热面积A 的大小和换热器结构决定的.可见,在冷、热流体的流量及进、出口温度皆已知的条件下，选用或设计换热器必须通过试差计算，按以下步骤进行。1、初选换热器的规格尺寸 初步选定换热器的流动方式,保证温差修正系数大于0.8，否则应改变流动方式，重新计算.计算热流量Q 及平均传热温差tm，根据经验估计总传热系数K 估，初估传热面积A 估.选取管程适宜流速，估算管程数，并根据A 估的数值，确定换热管直径、长度及排列2、计算管、壳程阻力在选择管程流体与壳程流体以及初步确定了换热器主要尺寸的基础上，就可以计算管、壳程流速和阻力,看是否合理.或者先选定流速以确定管程数NP 和折

60、流板间距B 再计算压力降是否合理。这时NP 与 B是可以调整的参数,如仍不能满足要求，可另选壳径再进行计算，直到合理为止。3、核算总传热系数分别计算管、壳程表面传热系数，确定污垢热阻，求出总传系数K 计，并与估算时所取用的传热系数K 估进行比较。如果相差较多，应重新估算.4、计算传热面积并求裕度根据计算的K 计值、热流量 Q 及平均温度差tm,由总传热速率方程计算传热面积A0，一般应使所选用或设计的实际传热面积AP大于 A020%左右为宜.即裕度为 20左右,裕度的计算式为:第三章换热器设计经过前面基础理论及设计流程的学习，下面开始进行换热器的设计。一、确定设计方案.1.选择换热器的类型.两流

61、体温度变化情况,热流体进口温度140 C，出口温度 40 C;冷流体进口温度30 C,出口温度 40 C.该换热器用自来水冷却煤油，考虑到清洗等各种因素，初步确定为固定管板式的列管式换热器。2.流动空间及流速的确定由于冷却水容易结垢，为便于清洗，应使水走管程，煤油走壳程。从热交换角度,煤油走壳程可以与空气进行热交换，增大传热强度。选用25 2.5 mm 的10 号碳钢管。二、确定物性数据定性温度：可取流体进口温度的平均值.壳程煤油的定性温度为T1=140 C,T2=40 C，t1=30 C，t2=40 C T=(140+40)/2=90（C)管程水的定性温度为t=（30+40）/2=35（C)

62、已知壳程和管程流体的有关物性数据煤油 90 C 下的有关物性数据如下：密度o=800 kg/m3 定压比热容Co=2。22 kJ/（kg k）导热系数o=0。140 W/（m k)粘度o=7.15 10-4N s/m2水35 C的有关物性数据如下：密度i=994 kg/m3 定压比热容Ci=4.174 kJ/（kg k)导热系数i=0。626 W/（m k）粘度i=7。25 10-4 N s/m2三、计算总传热系数1。热流量m0=10 104 103/（330 24）=12626.26（kg/h）Q0=m0Coto=12626.26 2。22（14040）=2。8 106kJ/h=778。62

63、（kw）2。平均传热温差=(t1t2)/ln（t1/t2）=(140 40)-（40-30）/ln(140 40）/（40 30)=39(C）其中 t1=T1t2，t2=T2-t1。3。水用量-Wi=Q0/（Citi）=2。8 106/4.174 （40-30）=67154.6kg/h=18。65kg/s 平均温差=10=0.091 选择卧式冷凝器,冷凝在壳程，为一壳程四管程，查图11可得=0.82。=39 0.82=32 C 管子规格，L=3m。管束排列方式：正三角形排列。一壳程四管程三角形管束排列方式。四、传热面积初值计算取总传热系数K=500W/（m2?C)=48.7m2 一管子面积=0

64、。1884m2管子数=258 管子中心距=1。25 25=31.25mm,取 t=32mm管束直径=609mm 中心一行管束=1 五、管侧传热系数估计壳体壁温Tw 假设冷凝给热系数为1000W/（m2?K）。平均温差:壳程平均温度:T=（140+40)/2=90(C）管程平均温度：t=(30+40)/2=35(C)则（90Tw）?1000=（9035）500 得：Tw=62。5 C 平均冷凝温度 C 76。2 C 时煤油物性：密度o=825 kg/m3 定压比热容Co=2。22 kJ/(kg k）导热系数o=0.140 W/（m k）粘度o=9 10-4N s/m2=4.5 103kg/（s?

65、m)=1024.6W/（m2?K）与假设值接近，不需重新假设冷凝给热系数.六、管内给热系数管截面积m2管内流速七、传热核算取水的污垢热阻为=3.44 10-4 m2?K/W 煤油污垢热阻为=1。72 104 m2?K/W 管壁导热系数为=45 W/(m?K)则比假定 K 值相近,试差结束。八、壳侧压力降1）折流板计算DS=Db+16=609+13=722mm 取 DS=600mm 折流板选择为圆缺度为25的圆缺型折流板。则圆缺高度为:H=0。25 600=150mm 取标准圆缺高度为mm 折流板板间距为B=0。3DS=0.3 600=180mm 取折流板板间距为200mm 折流板数 NB=L/

66、B-1=3000/2001=14 2)用 Kerns 法计算压降管子横截面积则壳侧质量流速则壳侧流体流速壳体当量直径雷诺数查壳侧阻力因子图得=5。9 10-2取，忽略粘度得影响，应用进口流速,其压降为式的 50。而则壳压降为 1.14kPa 九、管侧压降计算雷诺数查壳侧阻力因子图得=3。6 10-3管压降十、裕度计算所需换热面积实际换热器面积面积裕度传热面积裕度合适，该换热器能够生产任务。十一、冬季因素考虑考虑到冬天冷水进口温度降低，假设进口温度为10 C，则以上所需实际换热面积更改。1.热流量m0=10 104 103/（330 24)=12626。26（kg/h）Q0=m0Coto=12626。26 2.22 （14040）=2。8 106kJ/h=778。62（kw)2.平均传热温差=（t1t2）/ln（t1/t2）=(140-40）（40-10）/ln（140 40)/（4010)=58(C）其中 t1=T1t2，t2=T2-t1。3。水用量Wi=Q0/(Citi）=2。8 106/4。174（4010）=22361/h=7。29kg/s 平均温差=3。333=0。231 选择