正戊烷换热器

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1、精选优质文档-倾情为你奉上标准系列化管壳式换热器的设计计算步骤（1）了解换热流体的物理化学性质和腐蚀性能（2）计算传热量，并确定第二种流体的流量（3）确定流体进入的空间（4）计算流体的定性温度，确定流体的物性数据（5）计算有效平均温度差，一般先按逆流计算，然后再校核（6）选取经验传热系数（7）计算传热面积（8）查换热器标准系列，获取其基本参数（9）校核传热系数，包括管程、壳程对流给热系数的计算。假如核算的K与原选的经验值相差不大，就不再进行校核。若相差较大，则需重复（6）以下步骤（10）校核有效平均温度差（11）校核传热面积（12）计算流体流动阻力。若阻力超过允许值，则需调整设计。非标准系列化

2、列管式换热器的设计计算步骤（1）了解换热流体的物理化学性质和腐蚀性能（2）计算传热量，并确定第二种流体的流量（3）确定流体进入的空间（4）计算流体的定性温度，确定流体的物性数据（5）计算有效平均温度差，一般先按逆流计算，然后再校核（6）选取管径和管内流速（7）计算传热系数，包括管程和壳程的对流传热系数，由于壳程对流传热系数与壳径、管束等结构有关，因此，一般先假定一个壳程传热系数，以计算K，然后再校核（8）初估传热面积，考虑安全因素和初估性质，常采用实际传热面积为计算传热面积值的1.151.25倍（9）选取管长（10）计算管数（11）校核管内流速，确定管程数（12）画出排管图，确定壳径和壳程挡板

3、形式及数量等（13）校核壳程对流传热系数（14）校核平均温度差（15）校核传热面积（16）计算流体流动阻力。若阻力超过允许值，则需调整设计。正戊烷立式管壳式冷凝器的设计（标准系列）一、设计任务1.处理能力：2.376104t/a正戊烷；2.设备形式：立式列管式冷凝器。二、操作条件1.正戊烷：冷凝温度51.7，冷凝液于饱和温度下离开冷凝器；2.冷却介质：为井水，流量70000kg/h，入口温度32；3.允许压降：不大于105Pa；4.每天按330天，每天按24小时连续运行。三、设计要求选择适宜的列管式换热器并进行核算。附：正戊烷立式管壳式冷却器的设计工艺计算书（标准系列）正戊烷立式管壳式冷凝器的

4、设计工艺计算书（标准系列）本设计的工艺计算如下：此为一侧流体为恒温的列管式换热器的设计。1.确定流体流动空间冷却水走管程，正戊烷走壳程，有利于正戊烷的散热和冷凝。2.计算流体的定性温度，确定流体的物性数据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）井水的定性温度：入口温度为，出口温度为式中井水的定性温度为两流体的温差，故选固定管板式换热器两流体在定性温度下的物性数据如下物性流体温度密度kg/m3粘度mPas比热容kJ/(kg)导热系数W/(m)正戊烷51.75960.182.340.13井水35.67993.70.7174.1740.6273.计算热负荷4.计算有效平均温度差

5、逆流温差5.选取经验传热系数K值根据管程走井水，壳程走正戊烷，总传热系数，现暂取。6.估算换热面积7.初选换热器规格立式固定管板式换热器的规格如下公称直径D500mm公称换热面积S40m2管程数Np.2管数n.172管长L.3.0m管子直径.管子排列方式.正三角形换热器的实际换热面积该换热器所要求的总传热系数8.核算总传热系数（1）计算管程对流传热系数（湍流）故（2）计算壳程对流传热系数因为立式管壳式换热器，壳程为正戊烷饱和蒸汽冷凝为饱和液体后离开换热器，故可按蒸汽在垂直管外冷凝的计算公式计算现假设管外壁温，则冷凝液膜的平均温度为，这与其饱和温度很接近，故在平均膜温45.85下的物性可沿用饱和

6、温度51.7下的数据，在层流下：（3）确定污垢热阻（4）总传热系数所选换热器的安全系数为表明该换热器的传热面积裕度符合要求。（5）核算壁温与冷凝液流型核算壁温时，一般忽略管壁热阻，按以下近似计算公式计算，这与假设相差不大，可以接受。核算流型冷凝负荷（符合层流假设）9.计算压强降（1）计算管程压降（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，而，于是对的管子有（2）计算壳程压力降壳程为恒温恒压蒸汽冷凝，可忽略压降。由此可知，所选换热器是合适的。列管式换热器的设计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

7、在化工、石油、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。同时板式换热器也已成为高效、紧凑的换热设备，大量地应用于工业中。为此本章对这两类换热器的工艺设计进行介绍。列管式换热器的设计资料较完善，已有系列化标准。目前我国列管式换热器的设计、制造、检验、验收按“钢制管壳式(即列管式)换热器”(GB151)标准执行。 列管式换热器的设计和分析包括热力设计、流动设计、结构设计以及强度设计。其中以热力设计最为重要。不仅在设计一台新的换热器时需要进行热力设计，而且对于已生产出来的，甚至已投人使用的换热器在检验它是否满足使用要求对，均需进行这方面的工作。 热力设计指的是根据使用单位提出的基

8、本要求，合理地选择运行参数，并根据传热学的知识进行传热计算。 流动设计主要是计算压降，其目的就是为换热器的辅助设备例如泵的选择做准备。当然，热力设计和流动设计两者是密切关联的，特别是进行热力计算时常需从流动设计中获取某些参数。 结构设计指的是根据传热面积的大小计算其主要零部件的尺寸，例如管子的直径、长度、根数、壳体的直径、折流板的长度和数目、隔板的数目及布置以及连接管的尺寸，等等。在某些情况下还需对换热器的主要零部件特别是受压部件做应力计算，并校核其强度。对于在高温高压下工作的换热器，更不能忽视这方面的工作。这是保证安全生产的前提。在做强度计算时，应尽量采用国产的标准材料和部件，根据我国压力容

9、器安全技术规定进行计算或校核(该部分内容属设备计算，此处从略)。 1.1设计方案的确定 1.1.1换热器类型的选择 （1）固定管板式换热器 （2）浮头式换热器 （3）填料函式换热器 （4）U型管换热器 1.1.2 流动空间的选择 在管壳式换热器的计算中，首先需决定何种流体走管程，何种流体走壳程，这需遵循一些一般原则。 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，应尽量减少热量损失，而对于一些制冷装置，应尽量减少其冷量损失。 管、壳程的决定应做到便于清洗除垢和修理，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

10、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、冷流体的高温部分均集中于一端，低温部分集中于另一端，易于因两端胀缩不同而产生热应力。 对于有毒的介质或气相介质，必使其不泄漏，应特别注意其密封，密封不仅要可靠，而且还应要求方便及简单。 应尽量避免采用贵金属，以降低成本。 以上这些原则有些是相互矛盾的，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）宜于通入管内空间的流体 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，悬浮物不易沉积，且管内空间也便于清洗。 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截面小，流体易于获得必要的

11、理想流速，而且也便于做成多程流动。 有压力的流体 因为管子承压能力强，而且还简化了壳体密封的要求。 腐蚀性强的流体 因为只有管子及管箱才需用耐腐蚀材料，而壳体及管外空间的所有零件均可用普通材料制造，所以造价可以降低。此外，在管内空间装设保护用的衬里或覆盖层也比较方便，并容易检查。 与外界温差大的流体 因为可以减少热量的逸散。 （2）宜于通入管间空间的流体 当两流体温度相差较大时，值大的流体走管间，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，故温差应力可以降低。 若两流体给热性能相差较大时，值小的流体走管间，此时可以用翅片管来平衡传热面两侧的给热条件，使之相互接近。 和

12、蒸汽 对流速和清理无甚要求，并易于排除冷凝液。 粘度大的流体 管间的流动截面和方向都在不断变化，在低雷诺数下，管外给热系数比管内的大。 泄漏后危险性大的流体 可以减少泄漏机会，以保安全。 此外，易析出结晶、沉渣、淤泥以及其他沉淀物的流体，最好通入比较更容易进行机械清洗的空间。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。 1.1.3 流速的确定 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少、结构紧凑。成本降低，一般也可抑止污垢的产生。但流速大也会带来一些不利的影响，诸如压降P增加，泵功率增大，且加剧了对传热面的冲刷。换热器常用流

13、速的范围见表2-2和表2-3。 表2-2 换热器常用流速的范围 ? 介质 循环水 新鲜水 一般液体 易结垢液体 低粘度油 高粘度油 气体 流速 管程流速，m/s1.02.00.81.50.531.00.81.80.51.5530壳程流速，m/s0.51.50.51.50.21.50.50.41.00.30.8215表2-3 列管式换热器易燃、易爆液体和气体允许的安全流速 液体名称 乙醚、二氧化碳、苯 甲醇、乙醇、汽油 丙酮 氢气 安全流速，m/s123管子布置方式 正三角形排列结构紧凑；正方形排列便于机械清洗；同心圆排列用于小壳径换热器，外圆管布管均匀，结构更为紧凑。我国换热器系列中，固定管板

14、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。 对于多管程换热器，常采用组合排列方式。每程内都采用正三角形排列，而在各程之间为了便于安装隔板，采用正方形排列方式。 管板上两管子中心的距离a称为管心距（或管间距）。管心距取决于管板的强度、清洗管子外表面时所需的空隙、管子在管板上的固定方法等。当管子采用焊接方法固定时，相邻两根管的焊缝太近，会相互受到影响，使焊接质量不易保证。而常用胀接法固定时，过小的管心距会造成管板在胀接时由于挤压力的作用发生变形，失去管子与管板之间的连接力。 根据生产实际经验，当管子外径为d0时，管心距a一般采用： 焊接法? a = 1.25 do；胀接

15、法? a = （1.301.50）do； 小直径的管子? a do+10mm； 最外层管中心至壳体内表面的距离 d0+10mm； 管子材料常用的为碳钢、低合金钢、不锈钢、铜、铜镍合金、铝合金等。应根据工作压力。温度和介质腐蚀性等条件决定。此外还有一些非金属材料，如石墨、陶瓷、聚四氟乙烯等亦有采用。在设计和制造换热器时，正确选用材料很重要。既要满足工艺条件的要求，又要经济。对化工设备而言，由于各部分可采用不同材料，应注意由于不同种类的金属接触而产生的电化学腐蚀作用。 （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。胀接法是利用胀管器将

16、管子扩胀，产生显著的塑性变形，靠管子与管板间的挤压力达到密封紧固的目的。胀接法一般用在管子为碳素钢，管板为碳素钢或低合金钢，设计压力不超过4 MPa，设计温度不超过350的场合。焊接法在高温高压条件下更能保证接头的严密性。 管板与壳体的连接有可拆连接和不可拆连接两种。固定管板常采用不可拆连接。两端管板直接焊在外壳上并兼作法兰，拆下顶盖可检修胀口或清洗管内。浮头式、U型管式等为使壳体清洗方便，常将管板夹在壳体法兰和顶盖法兰之间构成可拆连接。 （3） 封头和管箱 1.2.2 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。

17、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，按其不同的作用可分为两类：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

18、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=t(nc-1)+(23)d0(2-1)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： 2-2)正方形排列： 2-3)多管程(2-4)式中 N排列管子数目； 管板利用率。 正角形排列：2管程 =0.70.854管程? =0.60.8正方形排列：2管程 =0.550.74管程? =0.450.65壳体内径D的计算值

19、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，如图2-4(a)、(b)所示。切缺率(切掉圆弧的高度与壳内径之比)通常为2050。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，排水也不能在折流板底部积存。弓形折流板有单弓形和双弓形，如图2-5，双弓形折流板多用于大直径的换热器中。

20、环盘型折流板如图2-4(C)所示，是由圆板和环形板组成的，压降较小，但传热也差些。在环形板背后有堆积不凝气或污垢，所以不多用。 孔流型折流板使流体穿过折流板孔和管子之间的缝隙流动，压降大，仅适用于清洁流体，其应用更少。 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）缓冲板 （5）壳程接管 1.3 列管式换热器的设计计算 1.3.1 设计步骤 目前，我国已制订了管壳式换热器系列标准，设计中应尽可能选用系列化的标准产品，这样可简化设计和加工。但是实际生产条件千变万化，当系列化产品不能满足需

21、要时，仍应根据生产的具体要求自行设计非系列标准的换热器。此处将扼要介绍这两者的设计计算的基本步骤。 （1）非系列标准换热器的一般设计步骤 了解换热流体的物理化学性质和腐蚀性能。 由热平衡计算传热量的大小，并确定第二种换热流体的用量。 决定流体通入的空间。 计算流体的定性温度，以确定流体的物性数据。 初算有效平均温差。一般先按逆流计算，然后再校核。选取管径和管内流速。计算传热系数K值，包括管程对流传热系数和壳程对流传热系数的计算。由于壳程对流传热系数与壳径、管束等结构有关，因此一般先假定一个壳程对流传热系数，以计算K值，然后再作校核。 初估传热面积。考虑安全系数和初估性质，常取实际传热面积是计算

22、值的1.151.25倍。 选择管长L。计算管数N。校核管内流速，确定管程数。 画出排管图，确定壳径D和壳程挡板形式及数量等。 校核壳程对流传热系数。 校核有效平均温差。 校核传热面积，应有一定安全系数，否则需重新设计。 计算流体流动阻力。如阻力超过允许范围，需调整设计，直至满意为止。 （2）系列标准换热器选用的设计步骤 至步与(1)相同。 选取经验的传热系数K值。 计算传热面积。由系列标准选取换热器的基本参数。 校核传热系数，包括管程、壳程对流传热系数的计算。假如核算的K值与原选的经验值相差不大，就不再进行校核；如果相差较大，则需重新假设K值并重复上述以下步骤。 校核有效平均温差。校核传热面积

23、，使其有一定安全系数，一般安全系数取1.1 1.25，否则需重行设计。 计算流体流动阻力，如超过允许范围，需重选换热器的基本参数再行计算。 从上述步骤来看，换热器的传热设计是一个反复试算的过程，有时要反复试算23次。所以，换热器设计计算实际上带有试差的性质。 2.3.2 传热计算主要公式 传热速率方程式 Q=KStm (2-5)式中? Q传热速率(热负荷)，W； K总传热系数，W/(m2)； S与K值对应的传热面积，m2； tm平均温度差，。 （1）传热速率(热负荷)Q传热的冷热流体均没有相变化，且忽略热损失，则 Q=Whcph(T1-T2)=Wccpc(t2-t1) (2-6)式中? W流体

24、的质量流量，kg/h或kg/s； cp流体的平均定压比热容，kJ/(kg)； T热流体的温度，； ?t冷流体的温度，。 下标h和c分别表示热流体和冷流体，下标1和2分别表示换热器的进口和出口。 流体有相变化，如饱和蒸汽冷凝，且冷凝液在饱和温度下排出，则 Q=Whr=Wccpc(t2-tl) (2-7)式中? W饱和蒸汽的冷凝速率，kg/h或kg/s； r饱和蒸汽的气化热，kJ/kg。 （2）平均温度差tm恒温传热时的平均温度差 tm=T-t(2-8)变温传热时的平均温度差 逆流和并流 2-9) (2-10)式中 t1、t2分别为换热器两端热、冷流体的温差，。 错流和折流 2-11)式中? 按逆

25、流计算的平均温差，； 温差校正系数，无量纲， (2-12)(2-13)温差校正系数根据比值P和R，通过图2-10图2-13查出。该值实际上表示特定流动形式在给定工况下接近逆流的程度。在设计中，除非出于必须降低壁温的目的，否则总要求，如果达不到上述要求，则应改选其他流动形式。 （4） 总传热系数K(以外表面积为基准)（5） 注意在通常的操作过程中，传热系数是个变量，由于污垢热阻是变化的，因此设计中选择污垢热阻时，应结合清洗周期来考虑。若污垢热阻选得太小，清洗周期会很短，所需传热面积会较小；反之，所需传热面积会较大，所以应该全面衡量，做出选择。总传热系数的计算公式为： 图2-10 对数平均温差校正

26、系数t图2-11对数平均温差校正系数t图2-12 对数平均温差校正系数t图2-13 对数平均温差校正系数t(2-14)式中 K总传热系数，W/(m2)； i，o传热管内、外侧流体的对流传热系数，W/(m2)； Rsi，Rso传热管内、外侧表面上的污垢热阻，m2/W； di，do，dm传热管内径、外径及平均直径，m； 传热管壁导热系数，W/(m)； b传热管壁厚，m。 总传热系数的经验值见表2-6，有关手册中也列有其他情况下的总传热系数经验值，可供设计时参考。选择时，除要考虑流体物性和操作条件外，还应考虑换热器的类型。 表2-6 总传热系数的选择 管 程 壳 程 总传热系数/W/（m2K） 水（

27、流速为0.91.5m/s） 水（流速为0.91.5m/s） 582698水 水（流过较高时） 8141163冷水 轻有机物0.5mPas467814冷水 中有机物0.5l mPas290698冷水 重有机物l mPas116467盐水 轻有机物0.5mPas233582有机溶剂 有机溶剂0.30.55mPas198233轻有机物0.5mPas轻有机物0.5mPas233465中有机物0.5l mPas中有机物0.5l mPas116349重有机物l mPas重有机物l mPas58233水（流速为1m/s） 水蒸气（有压力）冷凝 23264652水 水蒸气（常压或负压）冷凝 17453489水

28、溶液2mPas水蒸气冷凝 11631071水溶液2mPas水蒸气冷凝 5822908有机物0.5mPas水蒸气冷凝 5821193有机物0.5l mPas水蒸气冷凝 291582有机物1mPas水蒸气冷凝 114349水 有机物蒸汽及水蒸气冷凝 5821163水 重有机物蒸汽（常压）冷凝 116349水 重有机物蒸汽（负压）冷凝 58174水 饱和有机溶剂蒸汽（常压）冷凝 5821163水 含饱和水蒸气的氯气（50） 174349水 SO2冷凝 8141163水 NH3冷凝 698930水 氟里昂冷凝 756（4）对流传热系数 传热膜系数的关联式与传热过程是否存在相变、换热器的结构及流动状态等

29、因素有关。关于传热膜系数的关联式很多，在选用时应注意其适用的范围。具体形式见表2-7及表2-8。 表2-7 流体无相变时的对流传热系数 流动状态 关 联 式 适 用 条 件 强制对流 有夹套的槽 m=0.67? 有盘管的槽 m=0.62搅拌器 换热器 涡流 桨式 推进式 锚式 夹套的a 0.620.360.540.46蛇管的a 1.50.870.83装有搅拌器的圆槽 定性温度：取槽内液体的平均温度 Re=d2n/ , Nu=D/D:容器（搅拌器）直径 d:搅拌器浆叶直径 管内强制对流 圆直管内湍流 低粘度流体； 流体被加热n=0.4,被冷却n=0.3;Re10000, 0.7Pr60L/di1

30、0000, 0.7Pr60定性温度：流体进出口温度的算术平均值(W取壁温)圆直管内滞流 管径较小，流体与壁面温度差较小， /较大；Re2300, 0.6Pr100; 特征尺寸：di 定性温度：流体进出口温度的算术平均值(W取壁温)圆直管内过渡流 2300Re3000特征尺寸：管外径do 流速取通道最狭窄处。 管间流动 壳方流体圆缺挡板（25%）, Re=21031106特征尺寸：当量直径de 定性温度：流体进出口温度的算术平均值(W取壁温)用前面的管内强制湍流或层流公式计算 但要用当量直径de代替d。 无折流挡板 圆缺形折流挡板 Re=1026104特征尺寸：当量直径de 定性温度：流体进出口

31、温度的算术平均值(W取壁温)盘环形折流挡板 Re=31022104特征尺寸：当量直径de 定性温度：流体进出口温度的算术平均值(W取壁温)表2-8 流体相变对流传热系数 流动状态 关 联 式 适 用 条 件 蒸? 汽? 冷? 凝 垂直管外膜滞流 特征尺寸：垂直管的高度 定性温度：tm=(tw+ts)/2kcsjImages 水平管束外冷凝 n水平管束在垂直列上的管数，膜滞流 特征尺寸：管外径do（6） 污垢热阻 （7） 在设计换热器时，必须采用正确的污垢系数，否则热交换器的设计误差很大。因此污垢系数是换热器设计中非常重要的参数。污垢热阻因流体种类、操作温度和流速等不同而各异。常见流体的污垢热阻

32、参见表2-9和表2-10。 （8） 表2-9 流体的污垢热阻加热流体温度， 115115205水的温度，25水的流速，(m/s)1.01.0污垢热阻，(m2/W)海水 0.859810-41.719710-4自来水、井水、锅炉软水 1.719710-43.439410-4蒸馏水 0.859810-40.859810-4硬水 5.159010-48.598010-4河水 5.159010-43.439410-46.878810-45.159010-4表2-10流体的污垢热阻 流体名称 污垢热阻m2/W流体名称 污垢热阻m2/W流体名称 污垢热阻m2/W有机物蒸汽 0.859810-4有机物 1.

33、719710-4石脑油 1.719710-4溶剂蒸汽 1.719710-4盐水 1.719710-4煤油 1.719710-4天然气 1.719710-4熔盐 0.859810-4汽油 1.719710-4焦炉气 1.719710-4植物油 5.159010-4重油 8.598010-4水蒸汽 0.859810-4原油 (3.439412.098)10-4沥青油 1.719710-3空气 3.439410-4柴油 (3.43945.1590)10-41.3.3 流体流动阻力计算主要公式 流体流经列管式换热器时由于流动阻力而产生一定的压力降，所以换热器的设计必须满足工艺要求的压力降。一般合理压力

34、降的范围见表2-11。表2-11合理压力降的选取操作情况 操作压力p/MPa合理的压力降p /MPa减 压00.1（绝压）P/10低 压00.07（表压）P/20.07l（表压）0.035中 压l3（表压）0.0350.18较高压38（表压）0.070.25（1） 管程压力降 （2） 多管程列管换热器，管程压力降Pi： （3） Pi=(P1+P2)FtNsNp (2-15)（4） 式中P1直管中因摩擦阻力引起的压力降，Pa； P2 回弯管中因摩擦阻力引起的压力降，Pa；可由经验公式估算； Ft 结垢校正系数，无因次，252.5mm的换热管取1.4；192mm的换热管取 1.5； Ns 串联的壳

35、程数； Np 管程数。 （2）壳程压力降 壳程无折流挡板 壳程压力降按流体沿直管流动的压力降计算，以壳方的当量直径de代替直管内径di。 壳程有折流挡板 计算方法有Bell法、Kern法、Esso法等。Bell法计算结果与实际数据一致性较好，但计算比较麻烦，而且对换热器的结构尺寸要求较详细。工程计算中常采用Esso法，该法计算公式如下： Po=(P1+P2)FtNs(2-16)式中 P1流体横过管束的压力降，Pa； P2流体流过折流挡板缺口的压力降，Pa； Ft结垢校正系数，无因次，对液体Ft=0.15；对气体Ft=1.0； (2-17) (2-18)式中 F管子排列方式对压力降的校正系数：三角形排列F=0.5，正方形直列F=0.3，正方形错列F=0.4； fO壳程流体的摩擦系数，fO=5.0Reo-0.228(Re500)； nc横过管束中心线的管数，可按式3-2及式3-3计算；B折流板间距，m； D壳体直径，m； NB折流板数目； uO按壳程流通截面积SO(SO=h(D-ncdO)计算的流速，m/s。 2.2.3.4 壳体直径及厚度的计算专心-专注-专业