化工原理課程設計2

1、化工原理課程設計（一） 化工101 王亮化工原理課程設計（一）碳八分離工段原料預熱器設計 學生姓名： 學校： 專業(yè)班級：101 學號：10412041 指導老師： 時間：2012.07.08目 錄一、設計任務書3二、概述及設計方案簡介41.碳八芳烴分離工藝簡介42.換熱器簡介4三、設計條件及主要物性參數(shù)71.設計條件72.主要物性參數(shù)7四、工藝設計計算91.估算傳熱面積92.選擇管徑和管內流速113.選取管長、確定管程數(shù)和總管數(shù)124.平均傳熱溫差校正及殼程數(shù)135.傳熱管排列146.管心距157.管束的分程方法158.殼體內徑169.折流板和支承板1610.其它主要附件1711.接管17五、

2、換熱器核算171.熱流量核算172. 傳熱管和殼體壁溫核算243. 換熱器內流體阻力計算26六、設計自我評述31七、參考文獻32八、主要符號表32八、附錄33附錄1 工藝尺寸圖33附錄2工藝流程圖34一、設計任務書化工原理課程設計任務書姓名：王亮 班級：化工101碳八分離工段原料預熱器設計冷流體：液體（流量15Koml/h）組成摩爾分率乙苯 對二甲苯 間二甲苯 鄰二甲苯18% 18% 40% 24% 加熱水蒸氣壓力為 12由20加熱到162要求管程和殼程壓差均小于50KPa,設計標準式列管換熱器二、概述及設計方案簡介1.碳八芳烴分離工藝簡介碳八芳烴分離即C8芳烴分離，根據(jù)工業(yè)需要將碳八芳烴分離

3、成單一組分或餾分的過程。C8芳烴分離的主要目的是活的經濟價值較高的對二甲苯和鄰二甲苯。因此，C8芳烴分離有常常與碳八芳烴異構化結合在一起，以獲得更多的對、鄰二甲苯。在個別情況下，也要分離出高純度的乙苯、苯乙烯。各種C8芳烴間沸點很接近難以用一般的精餾方法分離，各種C8芳烴沸點如表所示。乙苯和鄰二甲苯沸點與對、間二甲苯的相差較大，可以通過精餾的方法分離。C8芳烴分離順序是：首先蒸餾出沸點較低的乙苯，在蒸餾分出沸點較高的鄰二甲苯。所剩對二甲苯和間二甲苯混合物，可因熔點不同，采用低溫結晶或吸附法分離。分離出的乙苯，鄰、間二甲苯顆單獨進行化工利用，也可異構化。根據(jù)對產品種類要求的不同，還可采用其他分離

4、程序。2.換熱器簡介換熱器，是工業(yè)生產中要實現(xiàn)熱量交換而采用的一種交換熱量的設備。是化工、石油、動力、輕工、機械、冶金、交通及其他許多工業(yè)部門的通用設備。它不僅可以單獨作為加熱器，冷卻器等使用，而且是一些化工單元操作的重要附屬設備?；どa中所用的換熱器按其用途可作為加熱器、冷卻器、冷凝器、蒸發(fā)器和再沸器等，應用更加廣泛。換熱器種類很多，但根據(jù)冷、熱流體熱量交換的原理和方式基本上可分四大類，即間壁式、直接接觸式、蓄熱式和中間載熱體式。這四類換熱器中，間壁式換熱器中的列管式換熱器應用最多。 列管式換熱器又稱管殼式換熱器，是最典型的間壁式換熱器，它在工業(yè)上的應用有著悠久的歷史，而且至今仍在所有換熱

5、器中占據(jù)主導地位。它的突出優(yōu)點是單位體積設備所能提供的傳熱面積大，傳熱效果也較好。由于結構堅固，而且可以選用的結構材料范圍也比較寬廣，故適應性強，操作彈性較大。尤其在高溫、高壓和大型裝置中采用更為普遍。管殼式換熱器主要由殼體、管束、管板和封頭等部分組成，殼體多呈圓形，內部裝有平行管束，管束兩端固定在管板上，在管殼式換熱器內進行換熱器的兩種流體，一種在管內流動，其行程稱為管程；另一種在管外流動，其行程稱為殼程，管束的壁面即為傳熱面。 為了提高殼程流體流速，往往在殼體內安裝一定數(shù)目與管束相垂直的折流擋板，折流擋板不僅可防止流體短路、增加流體流速，還迫使流體按規(guī)定路徑多次錯流通過管束，使湍流程度大為

6、增加。 流體在管內每通過管束一次稱為一個管程，每通過殼體一次稱為一個殼程。為提高管內流體速度，可在兩端封頭內設置適當隔板，將全部管子平均分隔成若干組。這樣，流體可每次只通過部分管子而往返管束多次，稱為奪管程。同樣，為提高管外流速，可在殼體內安裝縱向擋板使流體多次通過殼體空間，稱多殼程。根據(jù)所采用的溫差補償措施，列管式換熱器可分為以下幾種主要類型： 固定管板式換熱器： 當冷熱兩流體溫不大時，可采用固定管板的結構型式。這種換熱器的特點是結構簡單，制造成本低。但由于殼程不易清洗或檢修，管外物料應是比較清潔、不易結垢的。對于溫差較大的而且殼體承受壓力不太高時，可在殼體壁上安裝膨脹節(jié)以減少熱應力。 浮頭

7、式換熱器： 這種換熱器中兩端的管板，有一端不與殼體相連，可以沿管長方向自由浮動，故稱浮頭。當殼體和管束因溫差較大而熱膨脹不同時，管束連同浮頭就可在殼體內自由伸縮，從而解決熱補償問題而另外一端的管板又是以法蘭與殼體相連接的，因此，整個管束可以由殼體中排卸出來，便于清洗和檢修。所以，浮頭式換熱器是應用較多的一種，但結構比較復雜，金屬耗量多，造價也較高。 U型管式換熱器： U形管式換熱器，每根管子都彎成U形，兩端固定在同一塊管板上，每根管子皆可自由伸縮，從而解決熱補償問題。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。優(yōu)點是結構簡單，

8、質量輕，適用于高溫高壓條件。填料函式換熱器： 填料函式換熱器的結構特點是管板只有一端與殼體固定連接，另一端采用填料函密封。管束可以自由伸縮，不會產生因殼壁與管壁溫差而引起的溫差應力。填料函式換熱器的優(yōu)點是結構較浮頭式換熱器簡單，制造方便，耗材少，造價低；管束可以從殼體內抽出，管內、管間均能進行清洗，維修方便。其其缺點是填料函耐壓不高，一般小于4.0MPa；殼程介質可能通過填料函外漏，對易燃、易爆、有毒和貴重的介質不適用。填料函式換熱器適用于管、殼壁溫差較大或介質易結垢，需經常清洗且壓力不高的場合。釜式換熱器 釜式換熱器的結構特點是在殼體上部設置適當?shù)恼舭l(fā)空間。同時兼有蒸氣室的作用。管束可以為固

9、定管板式、浮頭式或U形管式。釜式換熱器清洗維修方便，可處理不清潔、易結垢的介質，并能承受高溫、高壓。它適用于液-氣式換熱，可作為最簡單結構的廢熱鍋爐。管殼式換熱器除上述五種外，還有插管式換熱器、滑動式換熱器等其他類型。三、設計條件及主要物性參數(shù)1.設計條件（1）設計任務及條件碳八分離工段原料預熱器設計，對冷工藝物流（乙苯18%，對二甲苯18%，間二甲苯40%，鄰二甲苯24%，以上均為摩爾分率）進行預熱（由20 oC加熱至162 oC），流量為15kmol/h，加熱水蒸氣壓力為12kg/cm2. 要求管程和殼程壓差均小于50kpa，試設計并選擇標準式列管換熱器。（2）選擇換熱器類型流體溫度的變化

10、情況：混合流體進口溫度為20 oC，出口溫度為162 oC，加熱水蒸氣進口壓力為12kg/cm2，查表得對應飽和蒸汽溫度為187.8 oC。出口溫度不變，但發(fā)生相變，轉化為水。由于管程和殼程壓差均小于50KPa，可考慮用固定管板式，但因為這種裝置只用于管壁溫與殼體壁溫之差低于60-70 oC，而任務中混合流體由20 oC加熱至162 oC，管壁溫度和殼體溫度有較大的溫差，因此，確定選用浮頭式換熱器。（3）流程安排因為飽和蒸汽比較清凈，表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)與流速無關且冷凝液容易排出。所以飽和蒸汽宜走殼程。還有黏度大的流體宜走殼程，而該工藝混合液體的黏度<（0.5-1）×10-3Pa

11、60;s。綜合考慮，該混合流體走管程，水蒸氣走殼程。2.主要物性參數(shù)（1）定性溫度：對于一般氣體和水等低粘度流體，其定性溫度可取流體進出口溫度的平均值。而查得C8芳烴混合流體的各組成粘度都很低，故管程混合液體的定性溫度為 （3.2.1）殼程飽和蒸汽在12kg/cm2壓力下的定性溫度為 （3.2.2）根據(jù)定性溫度分別查到管程和殼程流體的有關物性數(shù)據(jù)。如下表表1 加熱水蒸氣在12kg/cm2(t=187.8oC)下的物性參數(shù)密度6.1241 kg/m3定壓比熱容Cp 4.450 kJ kg-1 k-1焓H 2788.5 kJ kg-1 k-1汽化熱r 199

12、0.6 kJ kg-1熱導率 0.671 w m-1  k-1黏度1.46×10-5 Pa s表2 混合液在91下的物性參數(shù)密度810 kg/m3定壓比熱容Cp1.93 kJ kg-1 k-1熱導率0.120 w m-1  k-1黏度0.35×10-3 Pa s表3 流體物性參數(shù)C8芳烴沸點（oC）凝固點（oC）乙苯136.186-94.975間二甲苯139.103-47.872對二甲苯138.35113.263鄰二甲苯144.411-25.182表4 設計條件冷流體加熱水蒸氣進口溫度

13、t120 oC187.8 oC出口溫度t2162oC187.8 oC定性溫度tm91 oC187.8 oC四、工藝設計計算1.估算傳熱面積（1）換熱器的熱流量換熱器的熱流量是指在確定的物流進口條件下，使其達到規(guī)定的出口狀態(tài)，冷流體和熱流體之間所交換的熱量，或是通過冷、熱體的間壁所傳遞的熱量。在熱損失可以忽略不計的條件下，對于無相變的物流，換熱器的熱流量由下式確定：（4.1.1）式中熱流量.W;工藝流體質量流量，kg/s工藝流體的定壓比熱容kJ kg-1 k-1工藝流體溫度變化，K Kg/s=t2-t1=162-20=142 K熱流量KJ/s=121.23KW（2）對于有相變

14、化的單組份飽和蒸汽冷凝過程，其熱流量衡算可表示為 （4.1.2） 式中蒸汽冷凝質量流量，kg/s飽和蒸汽冷凝熱，kJ/kg則加熱水蒸氣的用量 Kg/s(3)平均傳熱溫差平均傳熱溫差是換熱器的傳熱推動力。其值不但和流體的進出口溫度有關，而且還與換熱器內兩種流體的流型有關。對于列管式換熱器，常見的流型有3種：并流、逆流和折流。對于并流和逆流，平均傳熱溫差均可用換熱器兩端流體溫度的對數(shù)平均溫差表示， 即 ： (4.1.3)式中逆流或并流的平均傳熱溫差，K； 根據(jù)流型計算；折流情況下的平均傳熱溫差可先按純逆流情況計算，然后加以校正，即 (4.1.4) 式中 折流情況下的平均傳熱溫差，K； 溫度校正系數(shù)

15、；由于在相同德流體進出口溫度下，逆流流型具有較大的傳熱溫差，所以在工程上，若無特殊需要，均采用逆流。則平均傳熱溫差按逆流計算得=75.8 （4）估算傳熱面積在估算傳熱面積時，可以根據(jù)冷熱流的具體情況，參考換熱器傳熱系數(shù)的大致范圍，假設一K值，估算傳熱面積Ap為（4.1.5）式中 Ap估算傳熱面積，m2； K假設傳熱系數(shù)系數(shù)，W/（m2·k）； 平均傳熱溫差，K假設k=600 w m-1  k-1，則估算得傳熱面積為 m22.選擇管徑和管內流速由于管長及管程數(shù)均和管徑及管內流速有關，故應首先確定管徑及管內流速。目前國家內常用的換熱管規(guī)格和尺寸偏差見表6表6 常用換熱

16、管的規(guī)格材料鋼管標準外徑×厚度/(mm×mm)級換熱器級換熱器外徑偏差/mm壁厚偏差外徑偏差/mm壁厚偏差碳鋼GB 816310×1.50.15+12%-10%0.20+15%-10%14×219×225×225×2.50.200.0432×338×345×30.300.4557×3.50.8%10%1%+12%，-10%不銹鋼GB 227010×1.50.15+12%-10%0.2015%14×219×225×20.200.4032×

17、238×2.545×2.50.300.4557×3.50.8%1%若選擇較小的管徑，管內表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)可以提高，而且對于同樣的傳熱面積來說可以減小殼體直徑。但管徑小，流動阻力大，清洗困難，設計可根據(jù)具體情況用適宜的管徑。管內流速的大小對表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)及壓力降的影響較大，一般要求所選的流速應使流體處于穩(wěn)定的湍流狀態(tài)，即雷諾指數(shù)大于10000，對于傳熱熱阻較大的流體后易結垢流體應選取較大的流速。另外還要考慮在所選的流速下，換熱器應有適當?shù)墓荛L和管程數(shù)，并保證不會由于流體的動力沖擊導致管子強烈振動而損壞換熱器。選用𝝓=14×2較高級冷卻傳熱管（碳鋼

18、），選取管內流速u1=1m/s3.選取管長、確定管程數(shù)和總管數(shù)選定管徑和管內流速后，可以下式確定換熱器的單程傳熱管數(shù)。（4.3.1）式中 單程管子數(shù)目； 單程流體的體積流量，m3/s; di傳熱管的內徑，m； u管內流體流速，m/s；則按單程傳熱管數(shù)根依次可求出按單程換熱器計算所得的管子長度： （4.3.2）式中 L按單程計算的管子長度，m； 管子外徑，m；=8.67m如果按單程計算的傳熱管長度太長，則應采用多管程。確定了每程傳熱管長度之后，即可求管程數(shù)。 （4.3.3）式中 L單程換熱器計算的傳熱管長度，m l選取的每程傳熱管長度，m.取每程傳熱管長度l=2 m則 換熱器的總傳熱管數(shù)為（根）

19、4.平均傳熱溫差校正及殼程數(shù)選用多管程換熱器損失部分傳熱溫差，這種情況下的平均傳熱溫差由計算，其中溫差校正系數(shù)與流體的進出口溫度有關，也與換熱器的殼程數(shù)及管程數(shù)有關。其中 （4.4.1） （4.4.2）式中 , 熱流體進、出口溫度，； ，冷流體進、出口溫度，；則方案中對單側溫度變化流體，折流、并流、逆流的平均傳熱溫差相等。即=1，殼程數(shù)為15.傳熱管排列傳熱管在管板上的排列有三種基本形式，即正方形、正四邊形和同心圓排列。如圖 傳熱管的排列應使其在整個管板上均勻而緊湊地分布，同時還有考慮流體性質，管箱結構及加工制造等方面等方面的要求。一般說來，正三角形排列在管板面積上課排較多的傳熱管，而且管外表

20、面的表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)較大。但正三角形排列時管外機械清洗較為困難，而且管外流體的流動阻力也較大。正方形排列在同樣的管板面積上可配置的傳熱管最少，但管外易于進行機械清洗，所以當傳熱管外壁需要機械清洗時，常采用這種排列方法。同心圓排列方式的優(yōu)點在于靠近殼體的地方管子分布較為均勻，在殼體直徑很小的換熱器中可排列的傳熱管數(shù)比正三角形排列還多。由于殼外是清潔的飽和蒸汽，所以采用正三角形排列時，管子排列面積是一個正六邊形，排在正六邊形內傳熱管數(shù)為3a（a+1）+1 （4.5.1）若設b為正六邊形對角線上管子數(shù)目，則 b=2a+1 （4.5.2）式中 排列的傳熱管數(shù)目。 a正六邊形的個數(shù)。 b正六邊形對角線上傳熱

21、管數(shù)。對于多管程換熱器，常采用組合排列法。各程內采用正三角形排列，而在各程之間為了便于安裝隔板，采用矩形排列方法。6.管心距管板上兩傳熱管中心距離稱為管心距。管心距的大小主要與傳熱管和管板的連接方式有關，此外還要考慮到管板強度和清洗外管面所需的空間。 傳熱管和管板的鏈接方式有脹接和焊接兩種，當采用脹接法，采用過小的管心距，常會造成管板變形。而采用焊接法時，管心距過小，也很難保證焊接質量，因此管心距應有一定的數(shù)值范圍，一般情況下，脹接時，取管心距t=(1.31.5)d0，焊接時，取t=1.25d0=0.0175 。 多管程結構中，隔板占有管板部分面積。一般情況下，隔板中心到離其最近一排管中心距離

22、可用下式計算（mm）（4.6.1）當do=14mm時 =14.75 mm各程相鄰管心距 2S=2×14.75=29.5 mm7.管束的分程方法采用多管程，則需要在管箱中安裝分程隔板。分程時，應使各程管字數(shù)目大致相等，隔板形式要簡單，密封長度要短，一般采用偶數(shù)管程。管束分程方法常采用平行或T形式。8.殼體內徑換熱器殼體內徑取決于傳熱管數(shù)、管心距和傳熱管的排列方式。對于單程換熱器，殼體內徑由下式確定 D=t（b-1）+（23）d0 （4.8.1）式中 t 管心距，mm； d0傳熱管外徑，mm；上式中，b的取值和管子的排列方式有關，對于正三角形排列b值為 （4.8.2）對于正方形排列 （4

23、.8.3）多管程換熱器殼體的內徑還和管程數(shù)有關： （4.8.4） 式中 管板利用率；在該設計中取=0.5 則殼體內徑 mm 整圓可取200 mm9.折流板和支承板列管式換熱器的殼程流體流通面積比管程流通面積大，故需設置折流板。折流板有橫向折流板和縱向折流板兩類，單殼程的換熱器僅需設置橫向折流板，多殼程換熱器不但需要橫向折流板，而且需要設置縱向折流板。10.其它主要附件旁路擋板防沖擋板11.接管殼程流體進出口接管：取接管內氣體， 則接管內徑 m圓整后取管內徑為36mm管程流體進出口接管：取接管內流體流速， 則接管內徑為 m圓整后取接管內徑為27mm。五、換熱器核算1.熱流量核算 列管式換熱器傳熱

24、面積以傳熱管外表面積為準，在此規(guī)定下則有 （5.1.1） 式中 K傳熱系數(shù)，W/（m2·k）； 殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)，W/（m2·k）；殼程污垢熱阻，m2·k/w；管程污垢熱阻，m2·k/w；傳熱管外徑，m；傳熱管內徑，m；傳熱管平均值徑，m；管程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)，W/（m2·k）；(1)殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)殼程流體無相變傳熱 殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)的計算有貝爾法、克恩法及多諾霍法。其中克恩法最為簡單便利?？硕魈岢鱿率阶鳛椴捎霉握坌邪鍟r，殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)的計算式（5.1.2）式中 殼程流體的熱導率，W/（m·k） 當量直徑，m 管外流動雷諾數(shù) 普朗特

25、數(shù)，取定性溫度下的值 流體在定性溫度下的黏度，Pa·s 流體在壁溫下的黏度，Pa·s當量直徑de隨管子布置方式而變，分別用下列各式計算。正方形排列時 （5.1.3）三角形排列時 （5.1.4）式中t管間距，m傳熱管外徑，m雷諾數(shù)（5.1.5）式中殼程流體的體積流量m³/s（5.1.6）式中B折流板間距，m傳熱管外徑，mt管間距，m對于B則B=0.3D=0.3×200=60mm圓缺高度h=0.25D=0.25×200=50mm折流板數(shù) 塊 殼程為飽和蒸汽冷凝德沃爾（Devore）基于努塞爾的理論公式和實驗值，提出層流時的冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)計算如下:

26、 水平管束冷凝 （5.1.7） 式中 無量綱冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)； 冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)，W/（m2·k）； （5.1.8） （5.1.9）式中 qm冷凝液的質量流量 kg/s；傳熱管長度，m；ns當量管數(shù)當量管數(shù)ns與傳熱管布置方式及總管數(shù)有關。正方形錯列正方形直列三角形直列三角形錯列 （5.1.10）垂直管束冷凝 （5.1.11）式中 （5.1.12） （5.1.13） 以上兩式僅適用于液膜眼管壁呈層流流動 即 在此方案中 由式（5.1.14）得 m殼程流通截面積由(5.1.6)式 得m2m/s粘度校正 由式（5.1.2）得w/ K(2)管程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)（5.1.14） 當流體

27、被加熱時 當流體被冷卻時式（5.2.1）適用條件：低粘度流體（<2×103Pa s）； 雷諾數(shù)Re>10000；普朗特數(shù)Pr在0.6 160之間；管長管徑之比l/d>50;此方案中 管程流體流通截面積：Si=0.785×0.012×35÷5=5.50×104 m2管程流體流速 m/s w/m2 K(3)污垢熱阻和管壁熱阻管壁熱阻取決于傳熱管壁厚的材料，其值為 （5.1.15）式中 b 傳熱管壁厚，m；管壁熱導率，m·k/w；查表得管外側污垢熱阻 m2·k/w管內側污垢熱阻 m2·

28、;k/w碳鋼在91下的熱導率 =49.16管壁熱阻污垢熱阻：(4)傳熱系數(shù)K由(21)式計算595 w/m2 k(5)換熱器面積裕度在規(guī)定熱流量下，計算了傳熱系數(shù)Kc和平均傳熱溫差后，則與Kc對應的計算得傳熱面積為 （5.1.16）根據(jù)Ac和A，可求出該換熱器的面積裕度 （5.1.17）式中 H 換熱器的面積裕度；A實際傳熱面積，m2；Ac 計算傳熱面積，m2；為保證換熱器操作的可行性，一般應使換熱器的面積裕度大于15%20%。 =2.69 m2該換熱器的實際傳熱面積A m2則換熱器的面積裕度按(5.1.17) 式計算為=傳熱面積裕度合適，該換熱器能夠溫差生產任務。2. 傳熱管和殼體

29、壁溫核算對于穩(wěn)定的傳熱過程，若忽略污垢熱阻，則有 (5.2.1)式中 換熱器熱流量，W熱流體的平均溫度， 熱流體側的管壁溫度，冷流體的平均溫度，冷流體側的管壁溫度，熱流體側的表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)，w/m2 K冷流體側的表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)，w/m2 K熱流體側的傳熱面積，m2冷流體側的傳熱面積，m2因此有 （5.2.2）（5.2.3） 若考慮污垢熱阻的影響則有：(5.2.4)(5.2.5)式中 ，分別為熱流體和冷流體的污垢熱阻，m2·k/w一般情況下，管壁平均溫度可取為： （5.2.6） 當管壁熱阻小，可忽略不計，則可依下式計算管壁溫度：（5.2.7）液體平均溫度（過渡流及湍流）

30、（5.2.8）（5.2.9）液體（層流階段）及氣體的平均溫度（5.2.10）（5.2.11）式中，為熱流體進口溫度為熱流體出口溫度為熱流體進口溫度為熱流體出口溫度因為管壁很薄，且管壁熱阻很小，故管壁溫度按式（5.2.7）計算(51)式中液體的平均溫度和水蒸氣平均溫度分別按式（5.2.9）和式（5.2.10）計算 = =1698.9 w/ K = =2369.4 w/ K傳熱管平均壁溫 殼體壁，可近似取為殼程流體的平均溫度，即T=187.8該溫差較大，故需設溫度補償裝置。由于換熱器殼程流體要交高。因此，選用浮頭式換熱器是較為合理的。3. 換熱器內流體阻力計算（1）管程阻力 管

31、程流體的阻力等于流體流經傳熱管的直管阻力和換熱器管程局部阻力之和，即：（5.3.1）式中單程直管阻力管程總阻力局部阻力管程結垢校正系數(shù)，可近似取1.5 殼程數(shù) 管程數(shù)其中直管部分的阻力和局部阻力可分別計算如下：（5.3.2）（5.3.3）式中摩擦系數(shù)管內流速,m/s傳熱管長度，m流體密度,kg/m3傳熱管內徑，m局部阻力系數(shù),一般取3則在本設計中依式（5.3.1）-（5.3.3）得 =1.5由Re=22981 傳熱管相對粗糙度 查莫狄圖得i=0.05,流速ui=0.993m/s =810kg/m3 所以 Pa Pa管程流體阻力在允許范圍之內。（2）殼程阻力當殼程裝有弓形折流板時，計算阻力的方法

32、較多。在工程中常用埃索法。埃索法如下：（5.3.4）式中殼程總阻力，Pa流體流過管束的阻力，Pa流體流過折流板缺口的阻力，Pa 殼程結垢校正系數(shù) 殼程數(shù)其中，（5.3.5）（5.3.6） （5.3.7）式中每一殼程的管子總數(shù)；折流板數(shù)目;折流板間距換熱器殼體內徑殼程流體流過管束的最小速度按流通面積計算管子排列形式對阻力的影響，殼程流體摩擦因子 （5.3.8）在本設計中，由式（5.3.4）（5.3.8）)得流體流經管束的阻力： 管束阻力流體經過流板缺口的阻力： B=0.060mD=0.200m 總阻力由于該換熱器殼程流體的操作壓力較高，所以殼程流體的阻力也比較適宜。（3）換熱器主要結構尺寸和計算結果表7換熱器主要結構尺寸和計算結果參數(shù)管程殼程流率/(kg/h)1592.4219.24進/出口溫度/oC20/162187.8/187.8壓力/kPa48921.2×103物性定性溫度/oC91187.8密度/(kg/m3)8106.1241定壓比熱容/kj/(kg K)1.934.45黏度/Pa s0.35×10-31.46×10-5熱導率/W/(m K)0.1200.671普朗特數(shù)0.0975.629設備結構參數(shù)形式浮頭式臺數(shù)1殼體直徑/mm