列管式换热器设计-学位论文.doc

化工原理课程设计说明书

列管式换热器设计

学 生 姓 名：
专 业：过程装备与控制工程
学 号：
指 导 教 师：
学 院： 机电工程学院

二〇一四年六月
题目：列管式换热器课程设计
1．设计任务和设计条件
某生产过程的流程如图3-20所示。反应器的混合气体经与进料物流换热后，用循环冷却水将其从110℃进一步冷却至60℃之后，进入吸收塔吸收其中的可溶性组分。已知混合气体的流量为223600，压力为6.9，循环冷却水的压力为0.4，循环水的入口温度为29℃，出口的温度为39℃，试设计一列管式换热器，完成生产任务。

2.完成内容：

说明书一份、工艺设计条件图A1图一张。说明书包括：封面、任务书、目录设计方案、工艺计算、参考文献。

目录
一．绪 论………………………………………………………………………………......-- 4 -
1.换热器的分类…………………………………………………………………………- 4 -
2.间壁式换热器的分类及详细介绍……………………………………………………- 4 -
3.列管式换热器选用计算中有关问题…………………………………………………- 5 -
（1）.流体流经管程或壳程的选择原则…………………………………………- 5 -
（2）.流体流速的选择……………………………………………………………- 5 -
（3）.换热管规格和排列方式……………………………………………………- 5 -
（4）.折流挡板……………………………………………………………………- 6 -
4.浮头式换热器的结构和优缺点………………………………………………………- 6 -
4.强化传热技术…………………………………………………………………………- 6 -
（1）.传热面形状的改变…………………………………………………………- 7 -
（2）.提高总传热系数K………………………………………………………..- 8 -
二．确定设计方案……………………………………………………………………..- 12 -
1.选择换热器的类型 - 12 -
2.管程安排 - 12 -
三．确定物性数据.........................................................................................................- 12 -
四．估算传热面积…………………………………………………………………….- 13 -
1.热流量…………………………………………………………………………………- 13 -
2.平均传热温差…………………………………………………………………………- 13 -
3.传热面积………………………………………………………………………………- 14 -
4冷却水用量..………………………………………………………………………….- 14 -
五．工艺结构尺寸…………………………………………………………………….- 14 -
1.管径和管内流速……………………………………………………………………...- 14 -
2.管程数和传热管数…………………………………………………………………...- 14 -
3.传热温差校平均正及壳程数………………………………………………………...- 15 -
4.传热管排列和分程方法……………………………………………………………...- 17 -
5.壳体内径……………………………………………………………………………...- 18 -
6.折流挡板……………………………………………………………………………...- 19 -
7.其他附件……………………………………………………………………………...- 20 -
8.接管…………………………………………………………………………………...- 20 -
六．换热器核算………………………………………………………………………..- 21 -
1.热流量核算…………………………………………………………………………...- 21 -
（1）.壳程表面传热系数………………………………………………………...- 21 -
（2）.管内表面传热系数………………………………………………………...- 22 -
（3）.污垢热阻和管壁热阻……………………………………………………...- 22 -
（4）.传热系数有……………………………………………………………- 23 -
（5）.传热面积裕度………………………………………………………….…- 24 -
2.壁温计算………………………………………………………………………….…- 24 -
3.换热器内流体的流动阻力……………………………………………………….…- 25 -
（1）.管程流体阻力…………………………………………………………….- 25 -
（2）.壳程阻力………………………………………………………………….- 26 -
（3）.换热器主要结构尺寸…………………………………………………….- 27 -
七．参考文献...................................................................................................................- 29 -

一．绪 论
生产中换热器用量大，类型多。通常在了解各种换热器的结构、特点与用途的基础上，根据生产工艺要求，通过计算，选用适当的换热器。
1.换热器的分类
（1）、按用途分类
换热器按用途不同可分为加热器、冷却器、冷凝器和蒸发器等。
（2）、按冷、热流体的传热方式分类
a.两流体直接接触式换热器
b.蓄热式换热器
c.间壁式换热器
2.间壁式换热器的分类及详细介绍
（1）夹套式换热器
(2）沉浸式蛇管换热器
（3）喷淋式换热器
（4）套管式换热器
（5）螺旋板式换热器
（6）板式换热器
（7）板翅式换热器
（8）热管式换热器
（9）列管式换热器
列管式换热器又称管壳式换热器，在化工生产中被广泛应用。它的结构简单、坚固、制造较容易，处理能力大，适应性能，操作弹性大，尤其在高压、高温和大型装置中使用更为普遍。
a.固定管板式换热器
b.浮头式换热器
c.U形管式换热器
3.列管式换热器选用计算中有关问题
（1）.流体流经管程或壳程的选择原则
a.不清洁或易结垢的流体宜走容易清洗的一侧。对于直管管束，宜走壳程；对于U形管管束，宜走壳程。
b.腐蚀性流体宜走管程，以避免壳体和管束同时被腐蚀。
c.压力高的流体宜走管程，以避免制造较厚的壳体。
d.为增大对流传热系数，需要提高流速的流体宜走管程，因管 程流通截面积一般比壳程的小，宜做成多管程也较容易。
e.两流体温差较大时，对于固定管板式换热器，宜将对流传热系数大的流体走壳程，以减小管壁与壳体的温差，减小热应力。
f.蒸汽冷凝宜在壳程，以利于排出冷凝液。
g.需要冷却的流体宜选壳程，便于散热，以减少冷却剂用量。但温度很高的流体，其热能可以利用，宜选管程，以减少热损失。
h.黏度大或流量较小的流体宜走壳程，因有折流挡板的作用，在低Re下（Re>100）即可达到湍流。
以上各点往往不能兼顾，视具体问题而抓主要方面，再从对压力将或其他要求予以校核选定。
（2）.流体流速的选择
流体在壳程或管程中的流速增大，不仅对流传热系数增大，也可减少杂质沉积或结垢，但流体阻力也相应增大。故应选择适宜的流速，通常根据经验选取。
（3）.换热管规格和排列方式
对一定的传热面积而言，传热管径越小，换热管单位体积的传热面积越大。对清洁的流体，管径可取小些，而对黏度大较大或易结垢的流体，考虑管束的清洁方面或避免管子堵塞，管径可大些。管长的选用应考虑管材的合理使用及便于清洗。
管板上管子的排列方法常用的有等边三角形、正方形直列和正方形错列等。
（4）.折流挡板
换热器内安装折流挡板是为了提高壳程流体的对流传热系数。为了获得良好效果，折流挡板的尺寸和间距必须适当。对于常用的圆缺形挡板，弓形切口太大或太小都会产生流动“死区”，不利于传热，且增加流体阻力。一半切口高度与直径之比为0.15-0.45，常见的是0.20和0.25两种。
挡板间距过小，检修不方便，流体阻力也大；间距过大，不能保证流体垂直流过管束，使对流传热系数降低。一般取挡板间距为壳体内径的0.2-0.1倍，通常的挡板间距为50mm的倍数，但不小于100mm。
4．浮头式换热器的结构和优缺点
两端管板中只有一端与壳体固定，另一端可相对壳体自由移动，成为浮头。浮头由浮动管板、钩圈和浮头端盖组成，是可拆连接，管束可从壳体内抽出。管束与壳体的热变形互不约束，因而不会产生热应力。
浮头式换热器的优点是管间和管内清洗方便，不会产生热应力；但其结构复杂，造价比固定式换热器高，设备笨重，材料消耗量大，且浮头端小盖在操作中无法检查，制造时对密封要求较高。适用于壳体和管束之间壁温差较大或壳程介质易结垢的场合。
换热器主要结构尺寸如图1-1所示：

图 1-1 换热器主要结构尺寸
4.强化传热技术
应用强化传热技术可以实现下述目的。
1.减小设计传热面积，以减小换热器的体积和质量。
2.提高现有换热器的换热能力。
3.使换热器能在较低温差下工作。
4.减小换热器的阻力，以减少换热器的动力消耗。
所谓提高换热器性能，就是提高其传热性能。研究改进传热性能，是指传热加强、强化或加剧。一般说来，这就意味着提高传热系数。狭义的强化传热系数是指提高流体和传热面之间的传热系数。其主要方法归结为下述两个原理，即使边界层减薄和增加涡流使径向温度变小。前者采用各种间断翅片结构，后者采用泡核沸腾传热川。最近还兴起一种EH。技术，即电气流体力学技术，又称为电场强化冷凝传热技术，进一步强化了对流、冷凝和沸腾传热，特别适用于强化冷凝传热，并适用于低传热性介质的冷凝，因而引起人们的普遍关注。其中传热强化技术包括
（1）．传热面形状的改变
扩大传热面积不应靠加大设备的尺寸来实现，而应从设备的结构来考虑，提高换热器的紧凑性，用最少的材料费取得最大的传热量。管壳式换热器改变传热面形状的方法有多种，其中用于无相变强化传热的有:横槽管、螺旋槽管(5管)和缩放管。内翅片管与横槽管和螺旋槽管一样，不但可用于单相对流传热，也可有效地用于强化管内流动沸腾传热。
新近又开发出偏置折边翅片管(一种间断翅片管)和螺旋扁管，后者也叫麻花管，这原是瑞士的Allares公司技术，后经布朗公司改进，是一种高效换热元件。用于有相变强化传热的强化沸腾传热管有：烧结多孔表面管、机械加工的多孔表面管、电腐蚀加I的多孔表面管, T型翅片管、ECR39管和Tube-B型管。俄罗斯也开发出一种称之为“变形翅片管”的传热管，可用于空分装置的冷凝一蒸发器。用于强化冷凝传热的传热管有：纵槽管、低螺纹翅片管、锯齿形翅片管(ST管)和径向辐射肋管式翅片管(R管)等。近年来，Hamon-Lummus公司又新推出一种SRC翅片管(SRC Fin Tube)，用于冷凝传热。
外翅片管可以利用液体表面张力减薄冷凝液膜厚度以强化传热，这一发现大大促进了新型翅片管的研究开发。人们用不同金属制造不同形状的翅片管，翅片密度在50-2900个翅片m-1，与光管相比，给热系数可提高1~12倍。内螺旋翅片管(NL管)是美国新开发的一种高效强化管内相变传热元件，用于沸腾传热。
内波纹螺纹管在湍流时可使对流传热系数增加一倍多。多头内螺纹管(ISF管)也是一种高效强化传热管，具有较好的强化管内沸腾传热的性能，传热膜系数为光管的1.6~2.2倍，在相同的传热面积下，能够完成相当于光管158%~190%的传热负荷。ISF管的强化传热作用主要是内表面和二次流的增加所致。可用于干式蒸发器，与目前制冷行业通用的星形内肋管蒸发器相比，质量可以减轻近50%。
截面管也是近年来国外研究开发的强化传热元件，实验证明，此类管件与光圆管相比，具有显著的强化传热效果
（2）．提高总传热系数 K
提高总传热系数K是当今传热强化研究的重点。传热设备在运行过程中，热传递表面常有污垢积存，对传热产生附加热阻，导致传热速率降低，估计其总传热系数下降的幅度在29%以上，由此引起设备寿命周期费用显著增大，造成巨大的经济损失。由于过去对污垢形成的机理研究甚少，垢层厚度及其导热系数很难准确估计，但在估算总传热系数K时又必须考虑垢层热阻，设计人员通常采用垢层热阻的经验值作为估算K值的依据，有时为使换热器胜任工艺条件，往往还加上一个安全系数，因而在设计计算后选用的传热面积中有较大部分用来应付污垢，使实际应用的换热器比其清洁无垢时所需传热面积增加较多，不仅导致设备购置费用显著增大，而且因流体速度与无垢情形相比大为降低，使热传递表面更易结垢，容易形成降低传热效率的恶性循环。
针对污垢这一严重影响传热效率的问题，科技人员从防止结垢和及时清除垢层两方面着手，进行了一系列卓有成效的研究，提出了许多有效的处理措施。据文献介绍，美国传热研究有限公司(HTRI)和管式换热器制造商协会(TEMA)曾组成一个联合委员会，改写TEMA规定的冷却水污垢标准。在介质中加入阻垢剂类微量物质，可以保证设备在更长时间内高效运行，同时减小垢下腐蚀，延长设备使用寿命。对换热管进行表面处理可以防止或减缓结垢，在严重结垢和壁温恒定条件下进行的光管、内翅片管和螺旋槽管的抗垢性能比较研究表明，在相同操作条件下内翅片管和螺旋槽管的传热系数仍比光管高10%～90%，其中螺旋槽管的污垢热阻比光管低19%～50%。
清除污垢的方法有机械方法、化学方法和物理方法。利用美国DIALOG系统数据库对有关传热表面清洗的1314件世界专利进行的统计分析结果表明，机械方法占污垢清除方法的大部分，化学方法约占24%，物理方法只占2%左右。用得较多的机械方法有往复式机械法、旋转式机械法、振动清洗、喷丸清洗、射流清洗、固体颗粒流态化清洗等除垢方法:常用的化学方法有碱洗、酸洗、氨洗、专用溶剂清洗、燃烧除垢等；变形除垢法等物理方法则用得较少。对于具体的传热设备、应根据设备的结构和材质、污垢种类、流体性质、使用条件等因素来选择合适的除垢方法。
湘潭大学俞秀民教授等根据热传递表面污垢与传热流体边界层不仅紧密毗邻，而且两者均是主要热阻的特点，提出了将强化对流传热与减免污垢结合起来，利用传热流体的自身动力实现传热表面在线自动防垢除垢和强化传热边界层中滞流内层之热传递过程相结合的技术开发新思路，并据此研究出液固流态化法、扭孔带转动法、螺旋弹簧振动法等自洁高效传热技术，己在湖南大乘资氮集团有限公司、南京化学工业公司化肥厂、湖南农药厂等多家工业企业实际应用，取得了显著的效果。
国内在这方面也有所尝试。青岛石化厂常减压装置和天津石化厂常减压装置换热系统采用国产纽带扰流子内插件换热器，管内膜传热系数提高2~3倍，而压降增加不大。上海石化总厂乙烯厂常减压蒸馏装置换热器采用国产交叉锯齿形带内插件，在压降不增加情况下，总传热系数较光管提高了50%。
减小对流传热的热阻常通过加大流速或人工紊流的方法，增强流体湍动程度，减小传热边界层中滞流内层的厚度，以提高对流传热系数，减小对流传热的热阻。对此，国内外学者提出了很多行之有效的方法，增加列管式换热器的管程数和壳程中挡板数；改进管子排列方式；优化介质流速；设法造成压力的脉动；将板式换热器的板面压制成凹凸不平的波面;利用扰动促进物;采用扩面强化传热管一如螺旋槽纹管、横槽纹管、螺纹管等；采用高效组合传热系统一如热管、热虹吸管等；提供热传递的激励以实现主动强化一如使用附加电场、磁场、超声波或机械动力等来扰动和破坏边界层;在某些高粘度流体中加入减粘剂，或在介质中加入与其互不相溶的表面活性物质等。最近，国外又开发出一种称之为Hitran Matri Elements的花环式插入物，它是一种金属丝制翅片管子插入件，能增强湍流，改善传热性能，它是英国Cal Garin Ltd公司的产品，并取得了专利权。
列管式换热器是以封闭在壳体中管束的壁面作为传热面的间壁式换热器。这种换热器结构较简单，操作可靠，可用各种结构材料（主要是金属材料）制造，能在高温、高压下使用，是目前应用最广的类型。  由壳体、传热管束、管板、折流板（挡板）和管箱等部件组成。壳体多为圆筒形，内部装有管束，管束两端固定在管板上。进行换热的冷热两种流体，一种在管内流动，称为管程流体；另一种在管外流动，称为壳程流体。为提高管外流体的传热分系数，通常在壳体内安装若干挡板。挡板可提高壳程流体速度，迫使流体按规定路程多次横向通过管束，增强流体湍流程度。换热管在管板上可按等边三角形或正方形排列。等边三角形排列较紧凑，管外流体湍动程度高，传热分系数大；正方形排列则管外清洗方便，适用于易结垢的流体。
流体每通过管束一次称为一个管程；每通过壳体一次称为一个壳程。为提高管内流体速度,可在两端管箱内设置隔板，将全部管子均分成若干组。这样流体每次只通过部分管子，因而在管束中往返多次，这称为多管程。同样，为提高管外流速，也可在壳体内安装纵向挡板，迫使流体多次通过壳体空间，称为多壳程。多管程与多壳程可配合应用。 由于管内外流体的温度不同，因之换热器的壳体与管束的温度也不同。如果两温度相差很大，换热器内将产生很大热应力，导致管子弯曲、断裂，或从管板上拉脱。因此，当管束与壳体温度差超过50℃时，需采取适当补偿措施，以消除或减少热应力。根据所采用的补偿措施，列管式换热器可分为以下几种主要类型： 
1）列管式换热器 管束两端的管板与壳体联成一体，结构简单,但只适用于冷热流体温度差不大,且壳程不需机械清洗时的换热操作。当温度差稍大而壳程压力又不太高时，可在壳体上安装有弹性的补偿圈，以减小热应力。 
2）浮头式换热器  管束一端的管板可自由浮动，完全消除了热应力;且整个管束可从壳体中抽出,便于机械清洗和检修。浮头式换热器的应用较广，但结构比较复杂，造价较高。 
3）列管式换热器 每根换热管皆弯成U形，两端分别固定在同一管板上下两区，借助于管箱内的隔板分成进出口两室。此种换热器完全消除了热应力，结构比浮头式简单，但管程不易清洗。化工生产中强腐蚀性流体的换热，需采用陶瓷、玻璃、聚四氟乙烯、石墨等非金属材料制作管壳式换热器。这类换热器的换热性能较差，只用于压力低、振动小、温度较低的场合。  
进行换热的冷热两流体，按以下原则选择流道：①不洁净和易结垢流体宜走管程，因管内清洗较方便；②腐蚀性流体宜走管程，以免管束与壳体同时受腐蚀；③压力高的流体宜走管程，以免壳体承受压力；④饱和蒸汽宜走壳程，因蒸汽冷凝传热分系数与流速无关,且冷凝液容易排出；⑤若两流体温度差较大,选用固定管板式换热器时，宜使传热分系数大的流体走壳程，以减小热应力。  当管壁两侧传热分系数相差很大时（如粘度小的液体与气体间的换热），应设法减小传热分系数低的一侧的热阻。如果管外传热分系数小，可采用外螺纹管（低翅片管），以增大管外一侧的传热面积和流体湍动，减小热阻。如果管内传热分系数小，可在管内设置麻花铁，螺旋圈等添加物，以增强管内扰动，强化换热，当然这时流体的流动阻力也将增大。
- 11 -

化工原理课程设计

二．确定设计方案
1.选择换热器的类型
两流体温的变化情况：热流体进口温度110℃ 出口温度60℃；冷流体进口温度29℃，出口温度为39℃，该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时，其进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，因此初步确定选用浮头式换热器。
2.管程安排
从两物流的操作压力看，应使混合气体走管程，循环冷却水走壳程。但由于循环冷却水较易结垢，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，所以从总体考虑，应使循环水走管程，混和气体走壳程。
三．确定物性数据
定性温度：对于一般气体和水等低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。故壳程混和气体的定性温度为:
T= =85℃ 式（3.1）
管程流体的定性温度为:
t=℃ 式（3.2）

根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。对混合气体来说，最可靠的无形数据是实测值。若不具备此条件，则应分别查取混合无辜组分的有关物性数据，然后按照相应的加和方法求出混和气体的物性数据。
混和气体在85℃下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值）：
密度 ：
定压比热容： =3.297kj/kg•℃
热导率 ： =0.0279w/m•℃
粘度 ： =1.5×10-5Pa•s

循环水在34℃ 下的物性数据：
密度： =994.3㎏/m3
定压比热容： =4.174kj/kg•K
热导率： =0.624w/m•K
粘度： =0.742×10-3Pa•s
四．估算传热面积
1.热流量
Q1= 式(4.1.1)

由式(4.1.1)得：
Q1=223600×3.297×(110-60)=3.82×107kj/h =10250kw
2.平均传热温差
先按照纯逆流计算：
式（4.2.1）
由式（4.2.1）得：

=
3.传热面积
由于壳程气体的压力较高，故可选取较大的K值。假设K=320W/(㎡k)则估算的传热面积为:
Ap== 式（4.3.1）

4冷却水用量：
m== 式（4.3.2）
五．工艺结构尺寸
1．管径和管内流速 选用Φ25×2.5较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速u1=1.3m/s。
2．管程数和传热管数 可依据传热管内径和流速确定单程传热管数
Ns=式（5.2.1）
按单程管计算，所需的传热管长度为 ：
L= 式（5.2.2）
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，采用非标设计，现取传热管长l=7m，
则该换热器的管程数为：
Np= 式（5.2.3）
传热管总根数 ：
Nt=606×2=1212 式（5.2.4）
3.传热温差校平均正及壳程数
平均温差校正系数：
R= 式（5.3.1）
P= 式（5.3.2）
按单壳程，双管程结构参考文献【1】

图5-1a

图5-1b

图5-1c

图5-1d
由上图得：

平均传热温差：
K 式（5.3.1）
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。
4.传热管排列和分程方法
采用组合排列法,即每程内均按正三角形排列,隔板两侧采用正方形排列。见参考文献【1】

图5.2
取管心距t=1.25d0，则 t=1.25×25=31.25≈32㎜
隔板中心到离其最.近一排管中心距离：
S=t/2+6=32/2+6=22㎜
各程相邻管的管心距为44㎜。
管数的分程方法，每程各有传热管606根，其前后管程中隔板设置和介质的流通顺序按参考文献【1】：

图5-3
5．壳体内径 采用多管程结构，进行壳体内径估算。取管板利用率η=0.75 ，则壳体内径为：
D=1.05t 式（5.5.1）
按卷制壳体的进级档，可取D=1400mm。
筒体直径校核计算：
壳体的内径应等于或大于（在浮头式换热器中）管板的直径，所以管板直径的计算可以决定壳体的内径，其表达式为：
式（5.5.2）
因为管子按正三角形排列： 式（5.5.3）
取e=1.2=1.225=30mm。=32 （39-1）+2 30 =1276mm
按壳体直径标准系列尺寸进行圆整：=1400mm
6．折流挡板 采用圆缺形折流挡板，折流挡板圆缺高度为壳体内经的25%，则切去的圆缺高度为：
h=0.251400=350 mm，故可取 h=350mm
取折流板间距B=0.3D，则 B=0.31400=420mm，可取B为450mm。
折流板数目折流挡板圆缺水平装配，见参考文献【1】下图5-4：

图5-4
7．其他附件
拉杆数量与直径选取，本换热器壳体内径为1400mm，故其拉杆直径为Ф16拉杆数量8，其中长度5950mm的六根，5500mm的两根。壳程入口处，应设置防冲挡板。
8．接管

表5-1管程接管流速/（m/s）

表5-2壳程接管最大允许流速/（m/s）

壳程流体进出口接管：取接管内气体流速为u1=10m/s，则接管内径为

圆整后可取管内径为300mm。
管程流体进出口接管：取接管内液体流速u2=2.5m/s，则接管内径为

圆整后去管内径为360mm
六．换热器核算
1.热流量核算
（1）壳程表面传热系数 用克恩法计算，见参考文献【1】
式（6.1.1）
当量直径见参考文献【1】
= 式（6.1.2）
壳程流通截面积：
式（6.1.3）
壳程流体流速及其雷诺数分别为：
式（6.1.4）
式（6.1.5）
普朗特数：
式（6.1.6）
粘度校正 ：

（2）管内表面传热系数：
式（6.1.7）
管程流体流通截面积：

管程流体流速：

雷诺数：
普朗特数：

（3）.污垢热阻和管壁热阻：
参考文献【1】
表6-1各种水污垢热阻的大致数值范围

管外侧污垢热阻
管内侧污垢热阻
管壁热阻按参考文献【1】

图6-1 一些材料热导率范围
查得碳钢在该条件下的热导率为50w/(m·K)。所以：

（4） 传热系数有：
式（6.1.8）

（5）.传热面积裕度：
计算传热面积Ac：
式（6.1.9）
该换热器的实际传热面积为：
式（6.1.10）
该换热器的面积裕度为：
式（6.1.11）
传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。

2.壁温计算
因为管壁很薄，而且壁热阻很小，故管壁温度可按式计算。由于该换热器用循环水冷却，冬季操作时，循环水的进口温度将会降低。为确保可靠，取循环冷却水进口温度为15℃，出口温度为39℃计算传热管壁温。另外，由于传热管内侧污垢热阻较大，会使传热管壁温升高，降低了壳体和传热管壁温之差。但在操作初期，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：
式（6.2.1）
式中液体的平均温度和气体的平均温度分别计算为：
0.4×39+0.6×15=24.6℃
(110+60)/2=85℃
5858w/㎡·K
935.7w/㎡·K
传热管平均壁温：
℃
壳体壁温，可近似取为壳程流体的平均温度，即T=85℃。壳体壁温和传热管壁温之差为 ℃。
该温差较大，故需要设温度补偿装置。由于换热器壳程压力较大，因此，需选用浮头式换热器较为适宜。
3．换热器内流体的流动阻力
（1）管程流体阻力：

式（6.3.1）
, ,
式（6.3.2）
由Re=34841，传热管对粗糙度0.01，查莫狄图见参考文献【1】

图6-2摩擦系数与雷诺数及相对粗糙度的关系
得，流速=1.3m/s,,
所以：
式（6.3.3）
式（6.3.4）
管程流体阻力在允许范围之内。
（2）.壳程阻力：
按式计算：
式（6.3.5）
,
流体流经管束的阻力：
式（6.3.6）
F=0.5
式（6.3.7）

0.5×0.2419×39×(14+1)×=79600.2Pa
流体流过折流板缺口的阻力：
, 式（6.3.8）
B=0.45m D=1.4m
Pa总阻力：
79600.2+45000=125000
由于该换热器壳程流体的操作压力较高，所以壳程流体的阻力也比较适宜。
（3）换热器主要结构尺寸和计算结果见下表：
表6-2 换热器主要结构尺寸
参数
管程
壳程
流率
884160
223600
进/出口温度/℃
29/39
110/60
压力/MPa
0.4
6.9
物性
定性温度/℃
34
85
密度/（kg/m3）
994.3
90
定压比热容/[kj/（kg•K）]
4.174
3.297
粘度/（Pa•s）
0.742×
1.5×
热导率（W/m•K）
0.624
0.0279
普朗特数
4.96
1.773
设备结构参数
形式
浮头式
壳程数
1
壳体内径/㎜
1400
台数
1
管径/㎜
Φ25×2.5
管心距/㎜
32
管长/㎜
7000
管子排列
正三角形排列
管数目/根
1212
折流板数/个
14
传热面积/㎡
666
折流板间距/㎜
450
管程数
2
材质
碳钢
主要计算结果
管程
壳程
流速/（m/s）
1.3
5.0
表面传热系数/[W/（㎡•K）]
5858
915.5
污垢热阻/（㎡•K/W）
0.0006
0.0004
阻力/ MPa
0.04285
0.125
热流量/KW
10250
传热温差/K
48.3
传热系数/[W/（㎡•K）]
400
裕度/%
25.2%

七．参考文献：
【1】.谭天恩，窦梅，周明华等.《化工原理》（第三版上册）化学工业出版社出版，2006
【2】. GB4557.1—84机械制图图纸幅面及格式
【3】. GB150——1998.《钢制压力容器》
【4】.化工部六院编，《化工设备技术图样要求》，化学工业设备设计中心站，1991年。
【5】.郑津洋，董其伍，桑芝富等.《过程设备设计》（第三版）化学工业出版社，2010
【6】. 匡国柱.《化工单元过程及设备课程设计》化学工业出版社,2002

- 30 -