化工原理課程設(shè)計(jì)2Word版

整理為word格式整理為word格式整理為word格式化工原理課程設(shè)計(jì)（一）——碳八分離工段原料預(yù)熱器設(shè)計(jì)學(xué)生姓名：??學(xué)校：????專業(yè)班級(jí)：??101學(xué)號(hào)：10412041指導(dǎo)老師：???時(shí)間：2012.07.08整理為word格式整理為word格式整理為word格式目錄一、設(shè)計(jì)任務(wù)書 3二、概述及設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介 41.碳八芳烴分離工藝簡(jiǎn)介 42.換熱器簡(jiǎn)介 4三、設(shè)計(jì)條件及主要物性參數(shù) 71.設(shè)計(jì)條件 72.主要物性參數(shù) 7四、工藝設(shè)計(jì)計(jì)算 91.估算傳熱面積 92.選擇管徑和管內(nèi)流速 113.選取管長(zhǎng)、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(nèi)徑 169.折流板和支承板 1610.其它主要附件 1711.接管 17五、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(nèi)流體阻力計(jì)算 26整理為word格式整理為word格式整理為word格式六、設(shè)計(jì)自我評(píng)述 31七、參考文獻(xiàn) 32八、主要符號(hào)表 32八、附錄 33附錄1工藝尺寸圖 33附錄2工藝流程圖 34整理為word格式整理為word格式整理為word格式一、設(shè)計(jì)任務(wù)書化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書姓名：王亮班級(jí)：化工101碳八分離工段原料預(yù)熱器設(shè)計(jì)冷流體：液體（流量15Koml/h）組成摩爾分率乙苯對(duì)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(shè)計(jì)標(biāo)準(zhǔn)式列管換熱器整理為word格式整理為word格式整理為word格式二、概述及設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介1.碳八芳烴分離工藝簡(jiǎn)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成單一組分或餾分的過(guò)程。C8芳烴分離的主要目的是活的經(jīng)濟(jì)價(jià)值較高的對(duì)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(gòu)化結(jié)合在一起，以獲得更多的對(duì)、鄰二甲苯。在個(gè)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(diǎn)很接近難以用一般的精餾方法分離，各種C8芳烴沸點(diǎn)如表所示。乙苯和鄰二甲苯沸點(diǎn)與對(duì)、間二甲苯的相差較大，可以通過(guò)精餾的方法分離。 C8芳烴分離順序是：首先蒸餾出沸點(diǎn)較低的乙苯，在蒸餾分出沸點(diǎn)較高的鄰二甲苯。所剩對(duì)二甲苯和間二甲苯混合物，可因熔點(diǎn)不同，采用低溫結(jié)晶或吸附法分離。分離出的乙苯，鄰、間二甲苯顆單獨(dú)進(jìn)行化工利用，也可異構(gòu)化。根據(jù)對(duì)產(chǎn)品種類要求的不同，還可采用其他分離程序。2.換熱器簡(jiǎn)介換熱器，是工業(yè)生產(chǎn)中要實(shí)現(xiàn)熱量交換而采用的一種交換熱量的設(shè)備。是化工、石油、動(dòng)力、輕工、機(jī)械、冶金、交通及其他許多工業(yè)部門的通用設(shè)備。它不僅可以單獨(dú)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(shè)備。化工生產(chǎn)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(yīng)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(yīng)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(yīng)用有著悠久的歷史，而且至今仍在所有換熱器中占據(jù)主導(dǎo)地位。它的突出優(yōu)點(diǎn)是單位體積設(shè)備所能提供的傳熱面積大，傳熱效果也較好。由于結(jié)構(gòu)堅(jiān)固，而且可以選用的結(jié)構(gòu)材料范圍也比較寬廣，故適應(yīng)性強(qiáng)，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。整理為word格式整理為word格式整理為word格式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(nèi)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(nèi)進(jìn)行換熱器的兩種流體，一種在管內(nèi)流動(dòng)，其行程稱為管程；另一種在管外流動(dòng)，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(nèi)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(cuò)流通過(guò)管束，使湍流程度大為增加。流體在管內(nèi)每通過(guò)管束一次稱為一個(gè)管程，每通過(guò)殼體一次稱為一個(gè)殼程。為提高管內(nèi)流體速度，可在兩端封頭內(nèi)設(shè)置適當(dāng)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(guò)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(nèi)安裝縱向擋板使流體多次通過(guò)殼體空間，稱多殼程。根據(jù)所采用的溫差補(bǔ)償措施，列管式換熱器可分為以下幾種主要類型：①固定管板式換熱器：當(dāng)冷熱兩流體溫不大時(shí)，可采用固定管板的結(jié)構(gòu)型式。這種換熱器的特點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，制造成本低。但由于殼程不易清洗或檢修，管外物料應(yīng)是比較清潔、不易結(jié)垢的。對(duì)于溫差較大的而且殼體承受壓力不太高時(shí)，可在殼體壁上安裝膨脹節(jié)以減少熱應(yīng)力。②浮頭式換熱器：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(zhǎng)方向自由浮動(dòng)，故稱浮頭。當(dāng)殼體和管束因溫差較大而熱膨脹不同時(shí)，管束連同浮頭就可在殼體內(nèi)自由伸縮，從而解決熱補(bǔ)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(gè)管束可以由殼體中排卸出來(lái)，便于清洗和檢修。所以，浮頭式換熱器是應(yīng)用較多的一種，但結(jié)構(gòu)比較復(fù)雜，金屬耗量多，造價(jià)也較高。整理為word格式整理為word格式整理為word格式③U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(bǔ)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(diǎn)是管子內(nèi)壁清洗困難，管子更換困難，管板上排列的管子少。優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，質(zhì)量輕，適用于高溫高壓條件。④填料函式換熱器：填料函式換熱器的結(jié)構(gòu)特點(diǎn)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(huì)產(chǎn)生因殼壁與管壁溫差而引起的溫差應(yīng)力。填料函式換熱器的優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)較浮頭式換熱器簡(jiǎn)單，制造方便，耗材少，造價(jià)低；管束可以從殼體內(nèi)抽出，管內(nèi)、管間均能進(jìn)行清洗，維修方便。其其缺點(diǎn)是填料函耐壓不高，一般小于4.0MPa；殼程介質(zhì)可能通過(guò)填料函外漏，對(duì)易燃、易爆、有毒和貴重的介質(zhì)不適用。填料函式換熱器適用于管、殼壁溫差較大或介質(zhì)易結(jié)垢，需經(jīng)常清洗且壓力不高的場(chǎng)合。⑤釜式換熱器釜式換熱器的結(jié)構(gòu)特點(diǎn)是在殼體上部設(shè)置適當(dāng)?shù)恼舭l(fā)空間。同時(shí)兼有蒸氣室的作用。管束可以為固定管板式、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(jié)垢的介質(zhì)，并能承受高溫、高壓。它適用于液-氣式換熱，可作為最簡(jiǎn)單結(jié)構(gòu)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(dòng)式換熱器等其他類型。整理為word格式整理為word格式整理為word格式三、設(shè)計(jì)條件及主要物性參數(shù)1.設(shè)計(jì)條件（1）設(shè)計(jì)任務(wù)及條件碳八分離工段原料預(yù)熱器設(shè)計(jì)，對(duì)冷工藝物流（乙苯18%，對(duì)二甲苯18%，間二甲苯40%，鄰二甲苯24%，以上均為摩爾分率）進(jìn)行預(yù)熱（由20oC加熱至162oC），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(shè)計(jì)并選擇標(biāo)準(zhǔn)式列管換熱器。（2）選擇換熱器類型流體溫度的變化情況：混合流體進(jìn)口溫度為20oC，出口溫度為162oC，加熱水蒸氣進(jìn)口壓力為12kg/cm2，，查表得對(duì)應(yīng)飽和蒸汽溫度為187.8oC。出口溫度不變，但發(fā)生相變，轉(zhuǎn)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?yàn)檫@種裝置只用于管壁溫與殼體壁溫之差低于60-70oC，而任務(wù)中混合流體由20oC加熱至162oC，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?yàn)轱柡驼羝容^清凈，表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)與流速無(wú)關(guān)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η<（0.5-1）×10-3Pas。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(duì)于一般氣體和水等低粘度流體，其定性溫度可取流體進(jìn)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QUOTE℃ （3.2.1）殼程飽和蒸汽在12kg/cm2壓力下的定性溫度為整理為word格式整理為word格式整理為word格式QUOTEQUOTE℃ （3.2.2）根據(jù)定性溫度分別查到管程和殼程流體的有關(guān)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ρ6.1241kg/m3定壓比熱容Cp4.450kJkg-1k-1焓ΔH2788.5kJkg-1k-1汽化熱r1990.6kJkg-1熱導(dǎo)率λ0.671wm-1k-1黏度η1.46×10-5Pas表2混合液在91℃下的物性參數(shù)密度ρ810kg/m3定壓比熱容Cp1.93kJkg-1k-1熱導(dǎo)率λ0.120wm-1k-1黏度η0.35×10-3Pas表3流體物性參數(shù)C8芳烴沸點(diǎn)（oC）凝固點(diǎn)（oC）乙苯136.186-94.975間二甲苯139.103-47.872對(duì)二甲苯138.35113.263鄰二甲苯144.411-25.182表4設(shè)計(jì)條件冷流體加熱水蒸氣進(jìn)口溫度t120oC187.8oC出口溫度t2162oC187.8oC定性溫度tm91oC187.8oC整理為word格式整理為word格式整理為word格式四、工藝設(shè)計(jì)計(jì)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(jìn)口條件下，使其達(dá)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(guò)冷、熱體的間壁所傳遞的熱量。在熱損失可以忽略不計(jì)的條件下，對(duì)于無(wú)相變的物流，換熱器的熱流量由下式確定：QUOTE （4.1.1）式中 QUOTE—熱流量.W;QUOTE—工藝流體質(zhì)量流量，kg/sQUOTE—工藝流體的定壓比熱容kJkg-1k-1QUOTE—工藝流體溫度變化，KQUOTEKg/s QUOTE=t2-t1=162-20=142K熱流量QUOTE KJ/s=121.23KW（2）對(duì)于有相變化的單組份飽和蒸汽冷凝過(guò)程，其熱流量衡算可表示為QUOTE （4.1.2） 式中 —蒸汽冷凝質(zhì)量流量，kg/s整理為word格式整理為word格式整理為word格式 —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(dòng)力。其值不但和流體的進(jìn)出口溫度有關(guān)，而且還與換熱器內(nèi)兩種流體的流型有關(guān)。對(duì)于列管式換熱器，常見的流型有3種：并流、逆流和折流。對(duì)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(duì)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(jì)算；折流情況下的平均傳熱溫差可先按純逆流情況計(jì)算，然后加以校正，即QUOTE (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)；由于在相同德流體進(jìn)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(wú)特殊需要，均采用逆流。則平均傳熱溫差按逆流計(jì)算得=75.8℃整理為word格式整理為word格式整理為word格式（4）估算傳熱面積在估算傳熱面積時(shí)，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(shè)一K值，估算傳熱面積Ap為 QUOTE （4.1.5）式中Ap——估算傳熱面積，m2；K——假設(shè)傳熱系數(shù)系數(shù)，W/（m2·k）；——平均傳熱溫差，K假設(shè)k=600wm-1k-1，則估算得傳熱面積為QUOTEm22.選擇管徑和管內(nèi)流速由于管長(zhǎng)及管程數(shù)均和管徑及管內(nèi)流速有關(guān)，故應(yīng)首先確定管徑及管內(nèi)流速。目前國(guó)家內(nèi)常用的換熱管規(guī)格和尺寸偏差見表6表6常用換熱管的規(guī)格材料鋼管標(biāo)準(zhǔn)外徑×厚度/(mm×mm)Ⅰ級(jí)換熱器Ⅱ級(jí)換熱器外徑偏差/mm壁厚偏差外徑偏差/mm壁厚偏差碳鋼GB816310×1.50.15+12%-10%0.20+15%-10%14×219×225×225×2.50.200.0432×338×345×30.300.45整理為word格式整理為word格式整理為word格式57×3.50.8%10%1%+12%，-10%不銹鋼GB227010×1.50.15+12%-10%0.2015%14×219×225×20.200.4032×238×2.545×2.50.300.4557×3.50.8%1%若選擇較小的管徑，管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)可以提高，而且對(duì)于同樣的傳熱面積來(lái)說(shuō)可以減小殼體直徑。但管徑小，流動(dòng)阻力大，清洗困難，設(shè)計(jì)可根據(jù)具體情況用適宜的管徑。管內(nèi)流速的大小對(duì)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(yīng)使流體處于穩(wěn)定的湍流狀態(tài)，即雷諾指數(shù)大于10000，對(duì)于傳熱熱阻較大的流體后易結(jié)垢流體應(yīng)選取較大的流速。另外還要考慮在所選的流速下，換熱器應(yīng)有適當(dāng)?shù)墓荛L(zhǎng)和管程數(shù)，并保證不會(huì)由于流體的動(dòng)力沖擊導(dǎo)致管子強(qiáng)烈振動(dòng)而損壞換熱器。選用??=14×2較高級(jí)冷卻傳熱管（碳鋼），選取管內(nèi)流速u1=1m/s3.選取管長(zhǎng)、確定管程數(shù)和總管數(shù)選定管徑和管內(nèi)流速后，可以下式確定換熱器的單程傳熱管數(shù)。QUOTE （4.3.1）式中——單程管子數(shù)目；QUOTE——單程流體的體積流量，m3/s;di——傳熱管的內(nèi)徑，m；u——管內(nèi)流體流速，m/s；整理為word格式整理為word格式整理為word格式則按單程傳熱管數(shù)QUOTE根依次可求出按單程換熱器計(jì)算所得的管子長(zhǎng)度：（4.3.2）式中L——按單程計(jì)算的管子長(zhǎng)度，m；─——管子外徑，m；QUOTE==8.67m如果按單程計(jì)算的傳熱管長(zhǎng)度太長(zhǎng)，則應(yīng)采用多管程。確定了每程傳熱管長(zhǎng)度之后，即可求管程數(shù)。（4.3.3）式中L—單程換熱器計(jì)算的傳熱管長(zhǎng)度，ml—選取的每程傳熱管長(zhǎng)度，m.取每程傳熱管長(zhǎng)度l=2m則換熱器的總傳熱管數(shù)為（根）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(jì)算，其中溫差校正系數(shù)與流體的進(jìn)出口溫度有關(guān)，也與換熱器的殼程數(shù)及管程數(shù)有關(guān)。其中（4.4.1）整理為word格式整理為word格式整理為word格式（4.4.2）式中,─——熱流體進(jìn)、出口溫度，℃；，─——冷流體進(jìn)、出口溫度，℃；則方案中

對(duì)單側(cè)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1℃5.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(yīng)使其在整個(gè)管板上均勻而緊湊地分布，同時(shí)還有考慮流體性質(zhì)，管箱結(jié)構(gòu)及加工制造等方面等方面的要求。一般說(shuō)來(lái)，正三角形排列在管板面積上課排較多的傳熱管，而且管外表面的表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)較大。但正三角形排列時(shí)管外機(jī)械清洗較為困難，而且管外流體的流動(dòng)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(jìn)行機(jī)械清洗，所以當(dāng)傳熱管外壁需要機(jī)械清洗時(shí)，常采用這種排列方法。同心圓排列方式的優(yōu)點(diǎn)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。整理為word格式整理為word格式整理為word格式由于殼外是清潔的飽和蒸汽，所以采用正三角形排列時(shí)，管子排列面積是一個(gè)正六邊形，排在正六邊形內(nèi)傳熱管數(shù)為3a（a+1）+1 （4.5.1）若設(shè)b為正六邊形對(duì)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(gè)數(shù)。b─正六邊形對(duì)角線上傳熱管數(shù)。對(duì)于多管程換熱器，常采用組合排列法。各程內(nèi)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(guān)，此外還要考慮到管板強(qiáng)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(dāng)采用脹接法，采用過(guò)小的管心距，常會(huì)造成管板變形。而采用焊接法時(shí)，管心距過(guò)小，也很難保證焊接質(zhì)量，因此管心距應(yīng)有一定的數(shù)值范圍，一般情況下，脹接時(shí)，取管心距t=(1.3~1.5)d0，焊接時(shí)，取t=1.25d0=0.0175。多管程結(jié)構(gòu)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可用下式計(jì)算（mm） （4.6.1）當(dāng)do=14mm時(shí)QUOTE=14.75mm各程相鄰管心距2S=2×14.75=29.5mm7.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(shí)，應(yīng)使各程管字?jǐn)?shù)目大致相等，隔板形式要簡(jiǎn)單，密封長(zhǎng)度要短，一般采用偶數(shù)管程。整理為word格式整理為word格式整理為word格式管束分程方法常采用平行或T形式。8.殼體內(nèi)徑換熱器殼體內(nèi)徑取決于傳熱管數(shù)、管心距和傳熱管的排列方式。對(duì)于單程換熱器，殼體內(nèi)徑由下式確定D=t（b-1）+（2~3）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(guān)，對(duì)于正三角形排列b值為 （4.8.2）對(duì)于正方形排列 （4.8.3）多管程換熱器殼體的內(nèi)徑還和管程數(shù)有關(guān)：QUOTE（4.8.4）式中η——管板利用率；在該設(shè)計(jì)中取η=0.5則殼體內(nèi)徑QUOTEmm 整圓可取200mm9.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(shè)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(shè)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(shè)置縱向折流板。整理為word格式整理為word格式整理為word格式10.其它主要附件①旁路擋板②防沖擋板11.接管殼程流體進(jìn)出口接管：取接管內(nèi)氣體，則接管內(nèi)徑QUOTEm圓整后取管內(nèi)徑為36mm管程流體進(jìn)出口接管：取接管內(nèi)流體流速，則接管內(nèi)徑為QUOTEm圓整后取接管內(nèi)徑為27mm。五、換熱器核算1.熱流量核算列管式換熱器傳熱面積以傳熱管外表面積為準(zhǔn)，在此規(guī)定下則有整理為word格式整理為word格式整理為word格式QUOTE （5.1.1）式中K——傳熱系數(shù)，W/（m2·k）；QUOTE——?dú)こ瘫砻鎮(zhèn)鳠嵯禂?shù)，W/（m2·k）；—?dú)こ涛酃笩嶙?，m2·k/w；——管程污垢熱阻，m2·k/w；——傳熱管外徑，m；——傳熱管內(nèi)徑，m；——傳熱管平均值徑，m；QUOTE——管程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)，W/（m2·k）；(1)殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)①殼程流體無(wú)相變傳熱 殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)的計(jì)算有貝爾法、克恩法及多諾霍法。其中克恩法最為簡(jiǎn)單便利?？硕魈岢鱿率阶鳛椴捎霉握坌邪鍟r(shí)，殼程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)的計(jì)算式 （5.1.2）式中—?dú)こ塘黧w的熱導(dǎo)率，W/（m·k）—當(dāng)量直徑，m—管外流動(dòng)雷諾數(shù)—普朗特?cái)?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(dāng)量直徑de隨管子布置方式而變，分別用下列各式計(jì)算。正方形排列時(shí)整理為word格式整理為word格式整理為word格式（5.1.3）三角形排列時(shí)（5.1.4） 式中 t———管間距，m ——傳熱管外徑，m雷諾數(shù) QUOTE （5.1.5）式中 QUOTE——?dú)こ塘黧w的體積流量m3/s QUOTE （5.1.6）式中 B——折流板間距，m ——傳熱管外徑，m t——管間距，m對(duì)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)QUOTE塊②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(shí)驗(yàn)值，提出層流時(shí)的冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)計(jì)算如下:水平管束冷凝QUOTE （5.1.7）整理為word格式整理為word格式整理為word格式式中QUOTE─——無(wú)量綱冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)；QUOTE─——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(zhì)量流量kg/s；─——傳熱管長(zhǎng)度，m；ns─——當(dāng)量管數(shù)當(dāng)量管數(shù)ns與傳熱管布置方式及總管數(shù)有關(guān)。正方形錯(cuò)列正方形直列三角形直列三角形錯(cuò)列正方形錯(cuò)列正方形直列三角形直列三角形錯(cuò)列垂直管束冷凝QUOTE （5.1.11）式中（5.1.12）QUOTE（5.1.13）以上兩式僅適用于液膜眼管壁呈層流流動(dòng)即QUOTE在此方案中QUOTE整理為word格式整理為word格式整理為word格式由式（5.1.14）得QUOTEm殼程流通截面積由(5.1.6)式得QUOTEm2QUOTEm/s粘度校正QUOTE由式（5.1.2）得QUOTEw/㎡K(2)管程表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)QUOTE （5.1.14）當(dāng)流體被加熱時(shí)當(dāng)流體被冷卻時(shí)式（5.2.1）適用條件：低粘度流體（η<2×103Pas）； 雷諾數(shù) Re>10000；普朗特?cái)?shù)Pr在0.6~160之間；管長(zhǎng)管徑之比l/d>50;整理為word格式整理為word格式整理為word格式此方案中管程流體流通截面積： Si=0.785×0.012×35÷5=5.50×104m2管程流體流速Q(mào)UOTEm/sQUOTEw/m2K(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(dǎo)率，m·k/w；查表得 管外側(cè)污垢熱阻 QUOTEm2·k/w 管內(nèi)側(cè)污垢熱阻 QUOTEm2·k/w碳鋼在91℃下的熱導(dǎo)率λ=49.16QUOTE管壁熱阻污垢熱阻：(4)傳熱系數(shù)K整理為word格式整理為word格式整理為word格式由(21)式計(jì)算QUOTE595w/m2k(5)換熱器面積裕度 在規(guī)定熱流量下，計(jì)算了傳熱系數(shù)Kc和平均傳熱溫差后，則與Kc對(duì)應(yīng)的計(jì)算得傳熱面積為QUOTE（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(shí)際傳熱面積，m2；Ac——計(jì)算傳熱面積，m2；為保證換熱器操作的可行性，一般應(yīng)使換熱器的面積裕度大于15%~20%。==2.69m2該換熱器的實(shí)際傳熱面積Am2則換熱器的面積裕度按(5.1.17)式計(jì)算為整理為word格式整理為word格式整理為word格式=傳熱面積裕度合適，該換熱器能夠溫差生產(chǎn)任務(wù)。2.傳熱管和殼體壁溫核算對(duì)于穩(wěn)定的傳熱過(guò)程，若忽略污垢熱阻，則有QUOTE (5.2.1)式中—換熱器熱流量，W—熱流體的平均溫度，℃—熱流體側(cè)的管壁溫度，℃—冷流體的平均溫度，℃—冷流體側(cè)的管壁溫度，℃—熱流體側(cè)的表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)，w/m2K—冷流體側(cè)的表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)，w/m2K—熱流體側(cè)的傳熱面積，m2—冷流體側(cè)的傳熱面積，m2因此有QUOTE （5.2.2） QUOTE （5.2.3）整理為word格式整理為word格式整理為word格式若考慮污垢熱阻的影響則有：QUOTE (5.2.4) QUOTE (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(dāng)管壁熱阻小，可忽略不計(jì)，則可依下式計(jì)算管壁溫度：QUOTE （5.2.7）液體平均溫度（過(guò)渡流及湍流）QUOTE （5.2.8）QUOTE （5.2.9）液體（層流階段）及氣體的平均溫度QUOTE （5.2.10）QUOTE （5.2.11）式中， QUOTE——為熱流體進(jìn)口溫度QUOTE QUOTE——為熱流體出口溫度QUOTE QUOTE——為熱流體進(jìn)口溫度QUOTE整理為word格式整理為word格式整理為word格式QUOTE——為熱流體出口溫度QUOTE因?yàn)楣鼙诤鼙?，且管壁熱阻很小，故管壁溫度按式?.2.7）計(jì)算QUOTE (51)式中液體的平均溫度QUOTE和水蒸氣平均溫度分別按式（5.2.9）和式（5.2.10）計(jì)算==1698.9w/㎡K==2369.4w/㎡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=187.8QUOTE 該溫差較大，故需設(shè)溫度補(bǔ)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(nèi)流體阻力計(jì)算（1）管程阻力管程流體的阻力等于流體流經(jīng)傳熱管的直管阻力和換熱器管程局部阻力之和，即：整理為word格式整理為word格式整理為word格式QUOTE （5.3.1）式中QUOTE——單程直管阻力 QUOTE——管程總阻力 QUOTE——局部阻力 QUOTE——管程結(jié)垢校正系數(shù)，可近似取1.5QUOTE——?dú)こ虜?shù)QUOTE——管程數(shù)其中直管部分的阻力和局部阻力可分別計(jì)算如下：QUOTE （5.3.2）QUOTE （5.3.3）式中 QUOTE——摩擦系數(shù) QUOTE——管內(nèi)流速,m/s QUOTE——傳熱管長(zhǎng)度，m QUOTE——流體密度,kg/m3 QUOTE——傳熱管內(nèi)徑，m QUOTE——局部阻力系數(shù),一般取3則在本設(shè)計(jì)中依式（5.3.1）-（5.3.3）得QUOTE=1.5由Re=22981傳熱管相對(duì)粗糙度QUOTE查莫狄圖得λi=0.05,流速ui=0.993m/sρ=810kg/m3所以整理為word格式整理為word格式整理為word格式PaPa管程流體阻力在允許范圍之內(nèi)。（2）殼程阻力 當(dāng)殼程裝有弓形折流板時(shí)，計(jì)算阻力的方法較多。在工程中常用埃索法。埃索法如下：QUOTE （5.3.4）式中 QUOTE——?dú)こ炭傋枇Γ琍a QUOTE——流體流過(guò)管束的阻力，PaQUOTE——流體流過(guò)折流板缺口的阻力，PaQUOTE——?dú)こ探Y(jié)垢校正系數(shù)QUOTEQUOTE——?dú)こ虜?shù)其中， QUOTE （5.3.5）QUOTE （5.3.6）整理為word格式整理為word格式整理為word格式（5.3.7）式中 QUOTE——每一殼程的管子總數(shù)； QUOTE——折流板數(shù)目; QUOTE——折流板間距 QUOTE——換熱器殼體內(nèi)徑 QUOTE——?dú)こ塘黧w流過(guò)管束的最小速度[按流通面積QUOTE計(jì)算]QUOTE——管子排列形式對(duì)阻力的影響，QUOTE 殼程流體摩擦因子 QUOTE（5.3.8）在本設(shè)計(jì)中，由式（5.3.4）—（5.3.8）)得流體流經(jīng)管束的阻力：QUOTEQUOTE整理為word格式整理為word格式整理為word格式管束阻力流體經(jīng)過(guò)流板缺口的阻力：

QUOTEB=0.060m D=0.200mQUOTE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。（