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　　列管式换热器的结构_能源/化工_工程科技_专业资料。列管式换热器的结构 (5) 壳体内径的确定 (6) 附件设计(选型) (7) 换热器校核（包括换热面积、压力降等） (8) 设计结果概要或设计一览表 (9) 对本设计的评述或有关问题的分析讨

　　列管式换热器的结构 (5) 壳体内径的确定 (6) 附件设计(选型) (7) 换热器校核（包括换热面积、压力降等） (8) 设计结果概要或设计一览表 (9) 对本设计的评述或有关问题的分析讨论 （1）设计列管式换热器时，通常都应选用标准型号的换热器，为什么？ （2）为什么在化工使用列管式换热广泛？ （3）在列管式换热器中，壳程有挡板和没有挡板时，其对流传热系数的计算方 法有何不同？ （4）说明列管式换热器的选型计算步骤？ （5）在换热过程中，冷却剂的进出口温度是按什么原则确定的？ （6）说明常用换热管的标准规格（批管径和管长）。 （7）列管式换热器中，两流体的流动方向是如何确定的？比较其优缺点？ (10)参考文献 图纸要求：用 A3 图纸绘制换热器一张：一主视图，一剖面图，两个局部放大图。 成绩依据： 设计说明书 （参考工作态度） 目录 章 文献综述 ························ 节 概述 ························ 一、 换热器的概念 二、管式换热器 换热器的分类 三、 列管式换热器的标准简介 四、 列管式换热器选型的工艺计算步骤 五、换热器设应满足的基本要求 ············ 第二节 列管式换热器结构及基本参数 ············· 一、 管束及壳程分程 二、 传热管 三、 管的排列及管心距 四、 折流板和支撑板 五、 旁路挡板和防冲挡板 六、 其他主要附件 七、 列管式换热器结构基本参数 第三节 设计计算的参数选择 ················· 一、 冷却剂和加热剂的选择 二、 冷热流体通道的选择 三、 流速的选择 四、 流向的选择 第二章 列管式换热器的设计计算 ················· 节 换热面积的估算 ··················· 一、计算热负荷 二、 估算传热面积 第二节 换热器及主要附件的试选 ··············· 一、试选管型号 二、换热器结构一些基本参数的选择 第三节 换热器校核 ····················· 一、核算总传热系数 二、核算压强降 第四节 设计结果一览表 ··················· 第三章 设计总结、感想及有关问题分析讨论 ············ 参考文献 ···························· 章 节 文献综述 概述 一、换热器的概念 换热器（英语翻译：heat exchanger），是将热流体的部分热量给冷流体， 使流体温度达到工艺流程规定的指标的热量交换设，又称热交换器。 二、换热器的分类 根据列管式换热器的结构特点，主要分为以下四种。以下根据本次的设计要 求，介绍几种常见的列管式换热器。 （1） 固定管板式换热器 这类换热器如图 1-1 所示。固定管办事换热器的两端和壳体连为一体，管子 则固定于管板上，它的结余构简单；在相同的壳体直径内，排管多，比较紧 凑；由于这种结构式壳测清洗困难，所以壳程宜用于不易结垢和清洁的流体。 当管束和壳体之间的温差太大而产生不同的热膨胀时，用使用管子于管板的接 口脱开，从而发生介质的泄漏 。 图 1-1 固定管板 式换热器 （2）U 型管换热器 U 型管换热器结构特点是只有一块管板，换热管为 U 型，管子的两端固定在 同一块管板上，其管程至少为两程。管束可以自由伸缩，当壳体与 U 型环热管 由温差时，不会产生温差应力。U 型管式换热器(见图 1-2)的优点是结构简单， 只有一块管板，密封面少，运行可靠；管束可以抽出，管间清洗方便。其缺点 是管内清洗困难；哟由于管子需要一定的弯曲半径，故管板的利用率较低；管 束内程管间距大，壳程易短路；内程管子坏了不能更换，因而报废率较高。 此外，其造价比管定管板式高 10%左右。 图 1-2 U 型管式换热器 （3） 浮头式换热器 浮头式换热器的结构如下图 1-3 所示。其结构特点是两端管板之一不与外科 固定连接，可在壳体内沿轴向自由伸缩，该端称为浮头。浮头式换热器的优点 是党环热管与壳体间有温差存在，壳体或环热管膨胀时，互不约束，不会产生 温差应力；管束可以从壳体内抽搐，便与管内管间的清洗。其缺点是结构较复 杂，用材量大，造价高；浮头盖与浮动管板间若密封不严，易发生泄漏，造成 两种介质的混合。 1-壳盖；2-固定管板；3-隔板；4-浮头钩圈法兰；5-浮动管板；6-斧头盖 图 1-3 浮头 式换热器 （4）填料函式换热器 其特点是管板只有一端与壳体固定连接，另一端采用填料函密封。管束 可以自由伸缩，不会产生因壳壁与管壁温差而引起的温差应力。填料函式换热 器的优点是结构较浮头式换热器简单，制造方便，耗材少，造价也比浮头式的 低；管束可以从壳体内抽出，管内管间均能进行清洗，维修方便。其缺点是填 料函乃严不高，壳程介质可能通过填料函外楼，对于易燃、易爆、有度和贵重 的介质不适用。 三、列管式换热器的标准简介 列管式换热器的设计、制造、检验与验收必须遵循中华人民共和国国家标 准 “钢制管壳式（即列管式）换热器” (GB 151)执行。 按该标准，换热器的公称直径做如下规定：卷制圆筒，以圆筒内径作为换热 器公称直径，mm;钢管制圆筒，以钢管外径作为换热器的公称直径，mm。 换热器的传热面积：计算传热面积，是以传热管外径为基准，扣除伸入管板 内的换热管长度后，计算所得到的管束外表面积的总和（m2)。公称传热面积， 指经圆整后的计算传热面积。 换热器的公称长度：以传热管长度（m)作为换热器的公称长度。传热管为直 管时，取直管长度；传热管为 U 型管时，取 U 管的直管段长度。 该标准还将列管式换热器的主要组合部件分为前端管箱、壳体和后端结 构 (包括管束）三部分，详细分类及代号见文献[3，5]。 该标准将换热器分为 I、Ⅱ两级，I 级换热器采用较高级冷拔传热管，适用 于无相变传热和易产生振动的场合。Ⅱ级换热器采用普通级冷拔传热管，适用 于再沸、冷凝和无振动的一般场合。 列管式换热器型号的表示方法如下： 1、 1〉个字母代表前端管箱形式 2〉第二个字母代表壳体形式 3〉第三个字母代表后端结构形式 2、 公称直径（mm） 对于釜式重沸器用分数表示，分子为管箱内直径，分 母为圆筒内直径 3、 管/壳程设计压力（Mpa）。压力相等时只写 Pt 4、 公称换热面积（㎡） 5、 当采用 Al, Cu, Ti 换热管时，应在 LN/d 后面加材料琼等号，如 LN/D Cu LN -- -- --公称长度 ，m d -- -- --换热管外经 ， mm 6、 管/壳程数。单壳程时只写 Nt 7、 I----I 级（换热器）管束 采用较高级冷拔换热管，适用于无相变传热和易 产生振动场合 II---II 级（换热器）管束 采用普通级冷拔换热管，适用于受沸、冷凝传热和无振动一般场合 四、列管式换热器选型的工艺计算步骤 1、计算热负荷(不考虑热损失)，由热量守恒可计算柴油出口温度 T2 2、计算逆流平均温差 3、确定流体走向 4、换热面积估算 A 估=Q/(K 估×Δ tm 逆) 取换热管的规格为Φ 25×2.5mm 碳素钢管(8.3kg/6m)。估算单管程的管子根数 ， 根据传热面积 A 估计算管子的长度 L’ 5、管程数 Nt 的确定 由于 L’数值太大，换热器不可使用单管程的形式，必须用多管程。我们选 择管程的长度为 6m，则 Nt = L’/6 (管程数通常选择偶数) R=(T1-T2)/(t2-t1) S=(t2-t1)/(T1-t1) 根据 R，S 的值，查化工原理教材中图 6-55(a)，得温度校正系数φ Δ tm=φ Δ tm 逆 6、求实际换热面积 A 实际换热管数为 n=n’ ×Nt= A 实际=L×(π ×d0) × n’ ×Nt 7、选择换热器壳体尺寸 选择换热管为三角形排列，换热管的中心距 t=32mm。 nc=1.1 外层换热管中心线距壳体内壁距离：b=(1—1.5)d0 壳体内径：D= t ( nc – 1 ) + 2b’ 圆整后，换热器壳体圆筒内径为 D=550mm，壳体体的标记：筒体 DN550 δ =8 L=5910。 筒 体 材 料 选 择 为 Q235-A ， 单 位 长 度 的 筒 体 重 110kg/m, 壳 体 总 重 为 110*(5.910-0.156)= 632.94kg。 （波形膨胀节的轴向长度为 0.156m ） 8、确定折流挡板形状和尺寸 9、波形膨胀节 10、传热系数 K 的计算 11、压强降的计算 厚度选择 8mm。长度定为 5996mm。 壳 五：列管式换热器应满足的基本要求 （1）合理地实现所规定的工艺条件 传热量、流体的热力学参数（温度、压力、流量、相态等）与物理化学性 质（密度、粘度、腐蚀性等）是工艺过程所规定的条件。设计者应根据这些条 件进行热力学和流体力学的计算，经过反复比较，使所设计的换热器具有尽可 能小的传热面积，在单位时间内传递尽可能多的热量。其具体做法如下。 ①大传热系数。在综合考虑流体阻力及不发生流体诱发振动的前提下，尽量 选择高的流速。 ②提高平均温差。对于无相变的流体，尽量采用接近逆流的传热方式。因为 这样不仅可提高平均温差，还有助于减少结构中的温差应力。在允许的条件时， 可提高热流体的进口温度或降低冷流体的进口温度。 ③妥善布置传热面。例如在管壳式换热器中，采用合适的管间距或排列方式， 不仅可以加大单位空间内的传热面积，还可以改善流体的流动特性。错列管束 的传热方式比并列管束的好。如果换热器中的一侧有相变，另一侧流体为气相， 可在气相一侧的传热面上加翅片以增大传热面积，更有利于热量的传递。 （2）安全可靠 换热器是压力容器，在进行强度、刚度、温差应力以及疲劳寿命计算时，应 遵照我国《钢制石油化工压力容器设计规定》与《钢制管壳式换热器设计规定》 等有关规定与标准。这对保证设的安全可靠起着重要的作用。 （3）有利于安装、操作与维修 直立设的安装费往往低于水平或倾斜的设。设与部件应便于运输与装 拆，在房移动时不会受到楼梯、梁、柱的妨碍，根据需要可添置气、液排放 口，检查孔与敷设保温层。 （4）经济合理 评价换热器的终指标是：在一定的时间内（通常为 1 年）固定费用（设 的购置费、安装费等）与操作费（动力费、清洗费、维修费等）的总和为小。 在设计或选型时，如果有几种换热器都能完成生产任务的需要，这一指标尤为 重要。 动力消耗与流速的平方成正比，而流速的提高又有利于传热，因此存在一 适宜的流速。 传热面上垢层的产生和增厚，使传热系数不断降低，传热量随之而减少，故 有必要停止操作进行清洗。在清洗时不仅无法传递热量，还要支付清洗费，这 部分费用必须从清洗后传热条件的改善得到补偿，因此存在一适宜的运行周 期。 严格地讲，如果孤立地仅从换热器本身来进行经济核算以确定适宜的操作条 件与适宜的尺寸是不够全面的，应以整个系统中全部设为对象进行经济核算 或设的优化。但要解决这样的问题难度很大，当影响换热器的各项因素改变 后对整个系统的效益关系影响不大时，按照上述观点单独地对换热器进行经济 核算仍然是可行的。 第二节：列管式换热器结构及基本参数 一：管束及壳程分程 1、管束分程：为了解决管束增加引起管内流速及传热系数降低的问题即将 管束分程。在换热器的一端或两端的管箱中安置一定数量的隔板，一般每程中 管束大致相等。注意温差较大的流体应避免紧邻，以免引起较大的温差应力。 管程分程的方案参见图 1.从制造、安装、操作的角度考虑，偶数管程有更多 的方便之处，因此用得多。但程数不宜太多，否则隔板本身占去相当大的布 管用的面积，且在管程中形成旁路，影响传热。 图 2-1 平行的与 T 形的 管束分程图 2、壳程分程：壳程分程的型式见图 2，E 型为普通，为单壳程。F 型与 G 型均为双壳程，它们的不同之处在于壳侧流体进出口位置不同。G 型壳体又称为 分流壳体。当它用作水平的热虹吸式再沸器时，壳程中的纵向隔板起着防止轻 组分的闪蒸与增强混合的作用。H 型和 G 型相似，只是进出口接管与纵向隔板均 多一倍，故称之为双分流壳体。G 型与 H 型均可用于以压力降作为可控制因素的 换热器中。考虑到制造上的困难，一般的换热器壳程数很少超过 2 倍。 图 2-2 换热器的壳程形式 二、传热管 传热管直径越小，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。但对于不洁净活易结垢的流体，管径应取的大些，以免堵塞。 此外，小直径的管子可以承受更大的压力，而且管壁较薄；对于相同的壳径， 可排列较多的管子。因此选择小直径的管子单位体积所提供的传热面积更大， 设更紧凑，但管径小，流动阻力大，机械清洗困难，设计时可根据具体情况 选择适当的管径。考虑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φ 25×2.5 和φ 19×2 两种规格，对一般流体是适应 的。此外，还有φ 57×2.5 的无缝钢管和φ 25×2 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 1.5,2,3,4.5,6,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 4～6。 三、管的排列及管心距 1、管的排列：换热管管板上的排列方式有正方形直列、正方形错列、三角 形直列、三角形错列和同心圆排列，如图 2-3 所示。 图 2-3 传热管的 排列方式 正三角形排列使用普遍这是因为在同一管板上可以排列较多的管子，且管 外传热系数较高，但管外不易机械清洗。适用于壳程流体较清洁、不需经常清 洗管壁的情况。 正方形排列的传热管数虽然较正三角形排列得少，传热系数也较低，但便于 管外表面进行机械清洗。当管子外表面需用机械清洗时，采用正方形排列。为 了提高管外传热系数，且又便于清洗管外壁面，往往采用正方形错列。 同心圆形排列管子紧凑，且靠近壳体处布管均匀，在小直径的换热器中，管 板上可排的管数比正三角形还多，这种排列法仅用于空分设上。 此外，对于多程列管式换热器，常采用组合排列的方法，如每一程内采用三 角形排列，而在各程之间，为了便于安排隔板，则采用正方形排列方法 [4]。 在此项目设计中选择换热管的规格为φ 25×2.5 碳钢管，管子成正三角形排 列。 2、管心距：管板上两管子中心距离 t 称作管间距。管间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，相邻两根管的焊接太近，会相互受到影响，使焊接质量不易保证， 一般取 t=1.25d0（d0 为管子外径）。当管子采用膨胀固定时，过小的管间距会造 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， 。 故一般采用 t=（1.3~1.5）d0 常用的 d0 与 t 的对比关系见表 3。 表 3 管壳式换热器 d0 与 t 的关系 换热器外径 10 14 19 25 32 38 45 57 d0/mm 换热器中心距 14 19 25 32 40 48 57 72 l/mm 四、折流板和支撑板 列管式换热器的壳程流体流通面积比管程流通截面积大，在壳程流体 属对 流传热条件时，为增大壳程流体的流速，加强其湍动程度，提高壳程给 热系数，需设置折流板。 折流板有横向折流板和纵向折流板两类，单壳程的换热器仅需设置横向折流 板，多壳程换热器不但需要设置横向折流板，而且需要设置纵向折流板将换热 器分为多壳程结构。对于多壳程换热器，设置纵向折流板的目的不仅在于提高 壳程流体的流速，而且是为了实现多壳程结构，减小多管程结构造成的温差损 失。 横向折流板同时兼有支承传热管，防止产生振动的作用。其常用的型式有弓 形折流板和圆盘-圆环形折流板。弓形折流板结构简单，性能优良，在实际设 计 中为常用。 弓形折流板切去的圆缺高度一般是壳体内径的 10%?40%，常用值为 20%? 25%。 折流板间距，在阻力允许的条件下尽可能小，允许的折流板小间距为 壳体内径的 20%或 50 mm (取两者中的较大值）。折流板间距一般不能大于壳 体内径，否则会使壳程流体不是垂直流过管束，致使壳程给热系数有所下降。 卧式换热器弓形折流板的圆缺面可以水平或垂直装配，如图 2-10 和图 2-11 所示。水平装配，可造成流体的强烈扰动，传热效果好，一般无相变传热均采 用这种排列方法。垂直装配主要用于卧式冷凝器、再沸器或流体中带有固体颗 粒的场合，以有利于冷凝器中的不凝气和冷凝液的排放。 具有横向折流板的换热器不需另设支承板，但当工艺上无安装折流板的要求 时，则应考虑设置一定数量的支承板，以防止因传热管过长而变形或发生振动。 一般支承板为弓形，其圆形缺口高度一般是壳体内径的 40%?45%。支承 板的 间距与管子直径和管壁温度有关，也不得大于传热管的无支撑跨距（见 表 2-5)。 表 2-5 无支 撑跨距/mm 换热器外径 10 14 19 25 32 38 45 57 /d0 无支撑 80 1 1 1 2 2 2 3 跨距 0 100 500 900 200 500 800 200 五、旁路挡板和防冲挡板 1、旁路挡板 旁路挡板也称密封条，是化工生产中换热器设的内件之一。它主要是为了 防止由壳体和管束之间的旁流（C 流路）。旁路挡板沿着壳体嵌入到已铣好凹槽 的折流板内，与折流板焊接牢固。它一般是成对设置的，一般只设置一对。它 的厚度可取折流板相同的厚度。 旁路挡板的数量推荐如下： 公称直径≤500mm 时，一对挡板； 500mmDN1000mm 时，两对挡板 ； DN≥1000 时，不少于三对挡板。 防冲挡板 2、 防冲挡板 在壳程进口接管处装有防冲挡板，可防止进口流体直接冲击管束而造成管子 的侵蚀管束振动，还有使流体沿管束均匀分布的作用。 一般当壳程介质为气体和蒸汽时，应设置防冲挡板。对于液体物料，则以其 密度和入口管内流速平方的乘积来确定是否设置防冲挡板。非腐蚀性和非磨蚀 性物料当其值大于 2230，应设置防冲挡板。一半液体，大于 740 时则需设置防 冲挡板。 六、其他主要附件 其它主要附件包括封头、接管、导流筒、拉杆、定距管。滑道、膨胀节、法 兰、垫片以及支座等。通常由工艺计算选取 标准换热器后，其具体尺寸(包括 接管、法兰等尺寸)可由标准图纸查取。值得一提的是，在选取标准换热器时， 需注意接管的尺寸应与输送该流体的管道尺寸保持一致。 七、 列管式换热器结构基本参数 1、固定管板式换热器标准系列 JB/T 4715-92 标准中规定了固定管板式列管换热器的型式、基本参数、列 管排列形式、折流板的型式和拉杆及定矩管的规格及数量等。其基本参数包括 以下各项。 （1）公称直径 DN 钢管制圆筒：159，219，273，325mm 卷制圆筒：，450，500，600，700，800，900，1000，（1100）， 1200，（1300），1，（1500），1600，（1700），1800mm （2）公称压力 PN 0.25，0.60，1.00，1.60，2.50，4.00，6.40MPa （3）换热管长度 L 1500，2000，3000，4500，6000，9000mm （4）换热管规格及排列形式（表 1-8） 表 1-8 换热器规格及排列形式 换热管外径×壁 排列形式 管间距 厚（d×δ ）/mm 碳素钢、 不休 低合金 耐酸 钢 钢 25×2.5 25×2 正三角形 32 19×2 19×2 25 （5）折流板间距（表 1-9） 公称 表 1-9 管长/mm 折流板（支承板）间距 折流板间距/mm 直径 DN/mm =500 =3000 100 200 300 450 600 _ 4500~6000 _ 600~800 1500~6000 250 200 300 450 600 _ 900~1300 =6000 _ 200 300 450 600 _ 7500~9000 1~1600 6000 _ 7500~9000 1700~1800 6000~9000 _ _ 750 _ 300 450 600 750 _ _ 450 600 750 2、浮头式列管换热器 浮头式列管换热器标准系列 JB/T 4714-92 中的主要参数为： ⑴公称直径 DN ①导流筒换热器 钢管制圆筒：325，426mm 卷制圆筒：，500，600，700，800，900，1000，（1100）， 1200，（1300），1，（1500)，1600，(1700)，1800mm ②外导流筒换热器 卷 制 圆 筒 ： 500 ， 600 ， 700 ， 800 ， 900 ， 1000mm 冷凝器钢管制圆筒：426mm 冷凝器卷制圆筒：，500，600，700，800，900，1000，（1100）， 1200，（1300），1，（1500)，1600，(1700)，1800mm （2）公称压力 PN 换热器：1.0，1.6，2.5，4.0，6.4MPa 冷凝器：1.0，1.6，2.5，4.0MPa （3）换热管 换热管种类：光管和螺纹管 换热换长度 L：3，4.5，6，9m 换热管规格和排列形式（见表 1-10） 表 1-10 换热器规格和排列形式 换热管外径×壁 排列形式 厚（d×δ ）/mm 碳素钢、 不休 低合金 耐酸 钢 钢 19×2 19×2 正三角形 25×2.5 25×2 管间距 /mm 25 32 （4）折流板间距 S（见表 11） 由 于 JB/T 4715-92 和 JB/T 4714-92 是 在 GB 150-1998 、 GB 151-1999 以及劳动部《压力容器安全技术检测规程》颁布之前编写的，所 以在选用该标准系列时应按规程及 GB 150、GB 151 对技术特性等要求进行补 充。 表 1-11 折流板（支承板）间距 L/m DN/m S/m 3 =700 100 150 200 _ _ _ _ _ 4.5 =700 100 150 200 _ _ _ _ _ 800~1200 _ 150 200 250 300 _ 450(480) _ 6 ~1100 _ 150 200 250 300 350 450(480) 1200~1800 _ _ 200 250 300 350 450(480) 9 1200~1800 _ _ _ _ 300 350 450 600 第三节、设计计算的参数选择 一、 冷却剂和加热剂的选择 常用的冷却剂如表 3-1。 表 3-1 常用冷却剂 冷却剂名称 温度范围 水（自来水，河水，井水，冰水） 0℃~80℃ 空气 30℃ 盐水 ℃ ℃ 0 ~—15 用于低温冷却 氨蒸汽 ℃ 低于—15 用于冷冻工业 除低温及冷冻外，冷却剂应优先选用水。水的初温由气候条件决定，关于 水的出口温度及流速的确定，提出下面几点供参考： （1）水与被冷却流体之间一般应有 5°C?35 °C 的温度差； （2）水出口温度一般不超过 4 0°C?50 °C，在此温度以上溶解于水中的 无机盐将会析出，在壁面上形成污垢。 表 3-2 常用的加热剂 加热剂名称 饱和水蒸汽 烟道气 温度范围 180℃ 700℃~1000℃ 结合具体工艺情况，还可采用热空气或热水等作加热剂。 二、冷、热流体通道的选择 冷、热流体通道可根据以下原则选择： (1)不洁净和易结垢的液体宜在管程，因管内清洗方便； (2)腐蚀性流体宜在管程，以免管束和壳体同时受到腐蚀； (3)压强高的流体宜在管内，以免壳体承受压力； (4)饱和蒸汽宜走壳程，因饱和蒸汽比较清洁，给热系数与流速无关而且冷凝 液容易排出； (5)被冷却的流体宜走壳程，便于散热； (6)若两流体温差较大，对于刚性结构的换热器，宜将给热系数大的液体通入 壳程，以减少热应力； (7)流量小而粘度大的液体一般以壳程为宜，因在壳程 Re100 即可达到湍流； 但这不是的，如流动阻力损失允许，将这种液体通入管内并采用多管程结 构，反而能得到更高的给热系数。 三、流速的选择 换热器内液体速度大小必须通过经济核算进行选择。因为流速增加，给热系 数增大，同时亦减少了污垢在管子表面沉积的可能性，降低了垢层的热阻，从 而使传热系数 K 值提高，所需传热面积减小，设投资费也减少。但随着流速 的增加，液体阻力也相应增加，动力消耗增大，使操作费增加。因此，选择适 宜的流速是十分重要的，一般应尽可能使管程内流体的 104 (同时也要注 意 其他方面的合理性）；粘度高的流体常按层流设计。根据经验，在表 2-12、 表 2-13 中列出了 一些工业上常用流速的范围，以供参考。 表 3-3 列管式换热器内常用的流速范围 液体种类 流速/m/s 一般液体 易结垢液体 气体 表 3-4 液体黏度/mPa.S 1500 1500~500 500~100 管程 壳程 0.5~3 0.2~1.5 1 0.5 5~30 3~15 不同黏度液体的流速（以普通钢壁为例） 流速/m/s 液体黏度/mPa.S 流速/m/s 0.6 0.75 1.1 100~35 1.5 35~1 1.8 1 2.4 四、流向的选择 流向的选择就是决定并流、逆流还是复杂流动。对于无相变传热，当冷、热 流体的进、出口温度一定时，逆流操作的平均推动力大于并流，因而传递同样 的热流量，所需传热面积较小。就增加传热推动力而言，逆流操作总是优于并 流。 但在实际换热器内，纯粹的逆流和并流是不多见的。当采用多管程和多 壳程时， 换热器内流体的流动形式较为复杂。此時需要根据纯逆流平均推动 力和修正系数 ip 来计算实际推动力，(p 的数值应大于 0. 8，否则应改变流动 方式。 第二章、列管式换热器的设计计算 某炼油用柴油将原油预热。柴油和原油的有关参数如下表, 两侧的污垢热 阻均可取 1.72×10-4m2·K/W，换热器热损失忽略不计，管程的粗糙度ε =0.1mm，要求两侧的阻力损失均不超过 0.2×105Pa。试设计一台适当的列管式 换热器。(y:学号后 2 位数字) 物料 比热 密度 导热系数 黏度 工作 KJ/（kg. Kg/m? W/(m. Pa . s 压力 ℃） ℃) 柴油 2.48 715 0.133 0.64×10-3 常压 原油 2.20 815 0.128 3.0×10-3 常压 （1）生产能力和载热体用量： 原油 42000 +200*1*6=43200 kg/h 柴油 35000 +150*1*6=35900 kg/h （2）操作条件： 原 油 ： 入 口 温 度 t1=70 ℃ ， 出 口 温 度 t2=110 ℃ 柴油：入口温度 T1=175℃，出口温度 T2 节 换热面积的估算 一、计算热负荷 Q=qm1Cp1(t2-t1)=43200*2.20*(110-70)=3801600 KJ 由 qm1Cp1(t2-t1)=qm2Cp2(T1-T2) 得 43200*2.20*（110-70）=35900*2.48*（175-T2） T2=132.3 ℃ 二、计算逆流平均温差 Δ tm 逆=（ ） ㏑ = ㏑ S= = r= = =0.381 =1.0675 =63.64 ℃ r1= （ ）= =1.4627 则温差修正系数φ =0.925 Δ tm=φ Δ tm 逆=0.925*63.64=58.87 ℃ 三、确定流体走向 由于原油温度低于柴油，为减少热损失和充分利用柴油的热量，选择原油走壳 。 程，柴走管程 四、估算传热面积 由《化工原理课程设计》查表，取 K 值=200W/（m2·K）。 估算传热面积为 A 估=Q/(K*Δ tm 逆)= 3801600*1000/(200*58.87*3600)=89.69m2 第二节 换热器及主要附件的试选 一、试选选管型号 主要附件的选择 1、接口及法兰的选型 （1）管口 A 管口 A 为柴油出口 ①接 管管径的确定： 流量为 35900kg/h，密度为 715 kg/m3，相当于 q= 35900/715/3600=0.0139m3/s。 柴油为低粘度流体，在接管中的合理流速 u=1?2m/s。本设计取 u=1m/s。则接 管的内径= = π =0.133 m=133 mm。 接管的外径选择为 159mm，壁厚选择为 4.5mm，材质为 20 钢，每米管子的重量 17.14kg（GB-T 17395-1998 无缝钢管尺寸、外形、重量及允许偏差）。 ②接管长度的选择： 接管的长度 L 选择 150mm，则重量为 2.6kg。 接管的标记：接管 Φ 159×4.5 L=150 ③接管法兰的选择： 查《大学工程制图》（华东理工大学出版社，2005）表 14-5，接管外径 dH=159mm 的板式平焊钢制管法兰的公称通径 DN=150mm。选择公称压力 PN=0.6MPa 的突面 法兰，材料为 Q235-A，标记为：HG20592 法兰 PL 150(B)-0.6 RF Q235-A。 重量为 5.14kg。 该法兰有 8 个均布在外周的螺孔，使用 8 个 M16 螺栓、螺母、垫 片与工艺管道连接。 （2）管口 B 管口 B 为原油出口。原油的流量为 43200kg/h，密度为 815 kg/m3，所以 q=43200/815/3600=0.01472m3/s,原油在接管中的合理流速为 1.2m/s，则接管的 内径= = π =0.125 mm=125 m。选择接管的外径、壁厚、材质、长 度和接口法兰都与管口 A 的相同。 （3）管口 C 管口 C 为排气口。 ①接管管径的确定： 接管的外径选择 32mm，壁厚选择为 3.5mm，材质为 20 钢，每米管子的重量 2.46kg（GB-T 17395-1998 无缝钢管尺寸、外形、重量及允许偏差）。 ②接管长度的选择： 接管的长度 L 选择 150mm，则重量为 0.369kg。 接管的标记：接管 ③接管法兰的选择： Φ 32×3.5 L=150 查《大学工程制图》（华东理工大学出版社，2005）表 14-5，接管外径 dH=32mm 的板式平焊钢制管法兰的公称通径 DN=25mm。选择公称压力 PN=0.6MPa 的 突 面 法 兰 ， 材 料 为 Q235-A ， 标 记 为 ： HG20592 法 兰 PL 25(B)-0.6 RF Q235-A。 该法兰有 4 个均布在外周的螺孔，使用 4 个 M10 螺栓、螺母、垫片与配 套的法兰盖装配。 （4）管口 D 管口 D 为原油进口。 接管、法兰与管口 A 和 B 的完全相同。 （5）管口 E 管口 E 为排污口 ①接管管径的确定： 接管的外径选择 57mm，壁厚选择为 3.5mm，材质为 20 钢，每米管子的重 量 4.62kg。 ②接管长度的选择： 接管的长度 L 选择 150mm，则重量为 0.693kg。 接管的标记：接管 Φ 57×3.5 L=150 ③接管法兰的选择： 查《大学工程制图》（华东理工大学出版社，2005）表 14-5，接管外径 dH=57mm 的板式平焊钢制管法兰的公称通径 DN=50mm。选择公称压力 PN=0.6MPa 的突面法 兰，材料为 Q235-A，标记为：HG20592 法兰 PL 50(B)-0.6 RF Q235-A。 重量为 1.51kg。 该法兰有 4 个均布在外周的螺孔，使用 4 个 M12 螺栓、螺母、垫片与配套 的法兰盖装配。 （6）管口 F 管口 F 为柴油进口 接管、法兰与管口 A、B 和 D 的完全相同。 2、左管板的选型 （1）管板厚度： 《化工设机械基础》(化学工业出版社，2008)中有表 16-8 管板厚度表。管 板的设计压力为管、壳程设计压力中的大者。当设计压力小于 1MPa 时，取为 1MPa； 表中的设壳体内径×壁厚接近本课程设计值的是 600×8；管、壳程的温度 差=151.66-86=65.66℃；根据上述的设计压力、壳体内径×壁厚以及温度差， 查表得管板的厚度δ =42mm。管板材料为 16Mn（锻件）。 （2）管板形状： 管板同时起到法兰的作用，密封面为凸面，可以和管箱的法兰(密封面为凹面) 连接。管板直径与管箱法兰的相同，为 665mm。外周均布 24 个Φ 18 螺孔，管板 重 量 约 为 ： ( π × 0.6652-188 × π × 0.0252-24 × π × 0.0182) × 0.042 × 7800=82Kg 管板的形状大致如下图： (3)管板的开孔 ① 开孔和管程隔板密封槽分布情况： 左管板共有 192 个安装换热管的开孔和 8 个拉杆安装孔以及 2 道管程隔 板密封槽（见设图）。 ② 安装换热管的开孔尺寸： 为了便于在管板上焊接换热管，开孔的孔径比换热管的外径大 0.4 mm,即Φ 25.4 mm。开孔形状见设图。 （或者:为了便于在管板上胀接换热管，开孔的孔径比换热管的外径大 0.3 mm, 即Φ 25.3mm。开孔内表面有两道环向的槽，槽深 0.5mm。管板开孔形状和内表面 环向槽的位置、尺寸见下图： ③拉杆安装孔和管程隔板密封槽的尺寸见设图。 3、换热管的选择： 1) 选择 20 钢材质的无缝钢管，规格：Φ 25×2.5。 2) 换热管的长度为 6000mm。 3) 换热管与管板连接采用焊接。 (或者:换热管与管板连接采用胀接。) 具体见设图。 4、左管箱短节的选择： 1）左管箱短节的内径与壁厚： 左管箱短节为圆柱筒体，内径与壁厚选择与设壳体相同。 2）左管箱短节的长度： 左管箱短节连接 A 和 F 管口。选择左管箱短节的长度为管口接管公称直 径的两倍，即 150×2=300mm。选择 Q235-A 材料制作，单位长度的短节重 110kg/m, 总重约为 110×0.300=33kg。 左管箱短节的标记：筒体 DN550 δ =8 L=300。 3）左管箱短节的材质选择 材质选择与换热器壳体相同：Q235-A 5、左管箱封头的选择： 选择公称直径为 550mm 的标准椭圆封头。壁厚与壳体相同，也是 8mm。材 质 也 是 Q235-A 。 重 量 约 24kg 。 标 记 ： EHA 550 × 8-Q235-A JB/T 4746-2002。 6、左管箱隔板的选择： 1）材质选择普通的碳素钢：Q235-A。 2）管箱隔板厚度的选择： 由于管程压强降较小，用公式计算隔板厚 度会小于 GB151 规定的隔板小厚度（换热器公称直径=600 时，碳钢隔板 的小厚度为 8mm），所以直接选择隔板厚度为 10mm。 3）数量：左管箱需要 2 块相同的隔板。 4）形状：见下图。 面积: 217977.2468mm2，厚度：10mm。 5）重量：单个左管箱隔板重=（217977.2468mm2×10mm）×7.8×10-3× 10-3kg·mm-3=17kg。 7、左管箱法兰和密封垫片的选型： 1)法兰： 根据公称直径，查《化工设机械基础》(化学工业出版社，2008)书中表 10-3。选择甲型平焊容器法兰，公称直径 550mm，公称压力 0.6MPa，密封面 为凹面(FM)，与凸密封面的左管板连接。外周均布 24 个Φ 16 螺孔，用 M16 双头螺柱与左管板连接。 标记：法兰—FM 550—0.6 JB4701—2000。重量为 26.4 kg。 2)密封垫片: 选 择 甲 型 平 焊 容 器 法 兰 用 非 金 属 软 垫 片 , 公 称 直 径 550mm, 公 称 压 力 0.6MPa。 标记：垫片 550—0.6 JB 4704—2000。重量略。 左管箱总重量：33+24+17*2+26.4+(2.6+5.14)*2=132.9kg。 8、右管板 右管板没有拉杆开孔，只有一道管程隔板密封槽，其他与左管板相同。 9、 右管箱设计： 1)右管箱封头： 与左管箱封头相同。 2）右管箱短节的选择： ①右管箱短节的内径与壁厚： 右管箱短节为圆柱筒体，内径与壁厚选择与设壳体相同。 ②右管箱短节的长度： 长度选择 50mm。选择 Q235-A 材料制作，单位长 度的短节重 110kg/m,总重约为 110*0.05=5.5kg。 右管箱短节的标记：筒体 DN550 δ =8 L=50。 3）右管箱隔板的选择： ①材质选择普通的碳素钢：Q235-A。 ②右管箱隔板厚度的选择： 厚度与左管箱隔板相同，为 10mm。 ③数量：右管箱需要 1 块隔板。 重 量 ： 单 个 右 管 箱 隔 板 重 =(100645.7361mm2 × 10mm) × 7.8 × 10-3 × 10-3kg·mm-3=7.9kg。 ④形状：如下图 4) 右管箱法兰和密封垫片的选型： ①法兰：与左管箱的相同。 ②法兰密封垫片: 与左管箱的相同。长宽厚：550*12*4mm。重量略。 右管箱总重量：5.5+7.9+24+26.4=63.8kg。 10、 鞍座的选型 根据换热器壳体的公称直径 550mm，管式换热器可知鞍座的公称直径也是 550mm。 选择焊制的有垫板的鞍座： 左鞍座标记：鞍座 BI 550—S JB4712—1992， 右鞍座标记：鞍座 BI 550—F JB4712—1992。 二、换热器结构一些基本参数的选择 选柴油的流速 u1=1m/s，取换热器的规格为φ 25×2.5mm 碳素钢管（8.3kg/6m）， 此管的内径 d1=0.02m n ? q m 柴油 3600? ? 柴油 ? ? 4 d12 u1 ? 35900 3600? 715×? (0.02)2 4 =44 根据传热面积 A 估计算管子的长度 L’ L ? A估 ? 89.69 ? 26(m) ?d2 n 3.14? 0.025? 44 1、管程数 Nt 的确定 由于 L’数值太大，换热器不可使用单管程的形式，必须用多管程。我们选择管 程的长度为 6m，则 Nt=L’/6=26/6=4.(管程数通常选择偶数) S=(t2-t1)/(T1-t1)=（110-70）/(175-70)=0.381 r=（T1-T2）/ (t2-t1)=（175-132.3）/(110-70)=1.0675 根据 S,r 的值，查化工原理教材中图 6-55(a)，得温度校正系数 φ 0.9,说明换热器采用单壳程，四管程的结构是合适的。 Δ tm=φ ×Δ tm 逆=0.925×63.64=58.87℃。 2、求实际换热面积 A 实际 换热管数为 n’ ×Nt=44×4=176 A 实际=L×(π ×d0) ×n’ = 6×(π ×0.025) ×44×4=82.90 m2 3、选择换热器壳体尺寸 选择换热管为三角形排列，换热管的中心距 t=1.25d0=31.25mm≈32mm。 nc ? 1.1 n ? 1.1? 176 ? 14.5 ? 15 外层换热管中心线距壳体内壁距离：b=(1 ~1.5)d0 壳体内径： D ? t(nc ?1) ? 2b ? 32(15-1)+2*1.25*25=510.5 mm 圆整后，换热器壳体圆筒内径为 D=600mm，壳体厚度选择 8mm。长度定为 5910mm。 壳体的标记：筒体 DN550 δ =8 L=5910。 筒 体 材 料 选 择 为 Q235-A ， 单 位 长 度 的 筒 体 重 110kg/m, 壳 体 总 重 为 110*(5.910-0.156)= 632.94kg。 （波形膨胀节的轴向长度为 0.156m ） 4、确定折流挡板形状和尺寸 选择折流挡板为有弓形缺口的圆形板，直径为 540mm,厚度为 6mm。口弓形高 度为圆形板直径的约 1/4，本设计圆整为 120mm。折流挡板上换热管孔直径为 25.6mm，共有 176-22-13/2=147.5 个；拉杆管孔直径为 16.6mm，每个折流挡板 上有 4 个。折流挡板上的总开孔面积=147.5*514.7185+4*216.4243=76786.6760 mm2。折流挡板的实际面积=191126.3264-76786.6760 = 114339.6504mm2，重量 为 5.1kg。选择折流挡板间距 h=mm。折流挡板数 NB =L/h-1=6000/-1=14 块.换热管排列的横截面如下图所示: 图中圆环形的剖切面表示换热器壳体的剖面.换热管分为四个管程,每个管 程 47 根换热管(图中各个小菱形的顶点表示换热管横截面的中心).图中 8 个” 十”字形表示拉杆的开孔,拉杆直径为 16mm. 5、波形膨胀节 冷流体原油为黏度较高的流体 冷热流体的定性温度差50℃,换热器壳体上要安装波形膨胀节。波形膨胀节 的壁厚与壳体相同，为 8mm。根据换热器壳体的公称直径 500mm，可知波形膨胀 节的公称直径也是 500mm，根据公称直径，查《化工设机械基础》(化学工业 出版社，2008)书中表 16-9 的对应条目，获得波形膨胀节的具体尺寸(见换热器 设图)。 单个波形膨胀节的质量为 4579586.3154mm3×7.8×10-3×10-3kg·mm-3=35.721kg 第三节 一、传热系数 K 的计算 1、管程对流传热系数α i 换热管内柴油流速： 换热器校核 柴油 π ρ 柴油 =1.11 m3/s 雷诺数 柴油 μ =24802 μ 普朗特数 λ =11.93 以 柴油的黏度小于常温水黏度的两倍，是低黏度液体，且是被冷却，所 λ w/(m2. ℃) 2、壳程对流传热系数α 0 （ ） （ ） =1030.1 壳程流通截面积： =0.0481 m2 壳程流速： 原油／ ρ 原油 =0.306 m/s 换热管为三角形排列，壳程的当量直径为 π π 雷诺数 普朗特数 =4×(8.87-4.91) ×10-4/0.0785=0.0202 m ρ 原油 μ =1679 μ =51.56 λ 原油被加热，所以 λ 。 ψ （） （ ） =528.85w/(m2. ℃) 3、污垢热阻 根据设计任务书，两侧的污垢热阻 R0=Ri=1.72×10-4m2·K/W 4、总传热系数 K0 ℃ 取管壁λ m = 45 w/(m· ) α λ α =282.57 w/(m2. ℃) A 需 要 =Q/(K0 × Δ tm 逆 )= 3801600 × 1000/(282.57 × 58.87 × 3600)=63.48m2 面积裕量： 实际 需要 ％ 需要 ％=30.6％15％ 传热面积裕度合适，该换热器能够完成任务。 二、压强降的计算 1．管程压强降 已知管程直管的粗糙度ε =0.1mm，则ε /d1=0.1/20=0.005，雷诺准数 柴油 μ ， =24802 查摩擦系数图，得到λ =0.035， 所以，每程直管的压降： ?p1 ?? L d1 ? 柴油u 1 2 2 ? Pa =4497.07 柴油在每管程中局部阻力导致的压强降按经验公式计算如下： ?p2 ? 3? ? 柴油u12 2 ? =1297.73 Pa 一般地，流体流经换热器进出口导致的压强降可以忽略。 对于Φ 25×2.5 的换热管，结垢校正系数 Ft=1.4；因为是单壳程、四管程的换 热器，所以 Ns=1，Np=4 ??pi ? (?p1 ??p2)? Ft ? NP ? Ns ? (4497.07+1297.73) ×1.4×4×1=32450.88 Pa 壳程压强降 流体横过管束的压强降： 管子排列方法对压强降的校正因数 F=0.5(正三角形排列)； 壳程流体的摩擦系数 f0，当 Re2〉500 时，f0=5.0× =5.0× =0.91 横过管束中心线m/s； ρ 原油 815kg/m3 × ?p1 ? Ffonc (NB ? 1) ?原油u 22 2 ? 0.5×0.91×15×（14+1） Pa =3906.29 ?p2 ? NB (3.5 ? 2h ) D ?原油u 22 2 ? 14×（3.5- ） =1092.67 Pa 一般地，流体流经换热器进出口导致的压强降可以忽略。 壳程总压降： 对于液体壳程压强降的结垢校正系数 Fs=1.15； 壳程数 Ns=1 ??po ? (?p1 ??p2)? Fs ? Ns ? (3906.29+1092.67) Pa20000Pa × 1.15 × 1=5748.80 第四节、 设计结果一览表 换热器工艺设计结果如下表所示： 参数 原油 柴油 流率 kg/h 43200 35900 进/出口温度/℃ 70/110 175/132.3 物 密度/（kg/m3） 815 715 性 定压比热容/[kJ/（kg . 2.20 2.48 k）] 粘度/（Pa . s） 3.0× 0.64× 导热系数 W/(m·℃) 0.128 0.133 雷诺数 1679 24802 普朗特数 51.56 11.93 设 形式 浮头式 壳程数 1 管径/mm 结 管长/mm 构 管数目/根 参 传热面积/m2 数 Φ 25×2.5 6000 176 82.90 管心距/㎜ 管子排列 管程数 材质 32 三角形 4 碳钢 主要计算结果 管程 壳程 流速/（m/s） 1.11 0.306 污垢热阻/（㎡/W） 1.72×10-4 1.72×10-4 传热系数/[W/（㎡ ℃）] 282.57 裕度/% 30.6％ 折流板直径/mm 540 折流板缺口高度/mm 120 折流板厚/mm 6 折流板间距 h/mm 折流板数量 14 第三章 设计总结、感想及有关问题分析讨论 一、设计总结、感想： 此次化工原理课程设计题目是“柴油-原油换热器设计”，课程设计是培养个人 综合运用所学课程及有关选修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训 练，也起着培养我们学生独立工作能力的重要作用。 在换热器的设计过程中,我感觉我的理论运用于实际的能力得到了 提升，主要有以下几点： (1)掌握了查阅资料，选用公式和搜集数据的能力； (2)树立了既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合理性，并 注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想，在这种设计思想的指导 下去分析和解决实际问题的能力；比如说我们所设计的换热器,要考虑合理的压 降; (3)培养了迅速准确的进行工程计算的能力；我们学会了查阅资料, 小组讨论,综合前后数据进行分析; (4)学会了用简洁的文字，清晰的图表来表达自己设计思想的能力。 （5） 从设计结果可看出，若要保持总传热系数，温度越大、换热管数越多，折流板 数越多、壳径越大，这主要是因为水的出口温度增高，总的传热温差下降，所 以换热面积要增大，才能保证 Q 和 K.因此，换热器尺寸增大，金属材料消耗量 相应增大.通过这个设计，我们可以知道，为提高传热效率，降低经济投入，设 计参数的选择十分重要。为提高壳程流体流速，往往在壳体内安装一定数目与 管束相互垂直的折流挡板。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。 （6）在化工使用列管式换热广泛，有点如下：换热效率高,热损失小；占 地面积小重量轻；污垢系数低；检修、清洗方便；产品适用面广。 通过这次课程设计，我学到了很多，一份耕耘一份收获，当我捧着自己辛苦画 的图纸的时候，那种成就感是无法言喻的。这是一段令人难忘的记忆。 耐 心、细心、决心、团结、协作——是本次课程设计的感受。 二、有关问题分析讨论 （1）设计列管式换热器时，通常都应选用标准 型号的换热器，为什么？ 答：碳素钢 GB8163 不锈钢 GB2270 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。 （2）为什么在化工使用列管式换热广泛？ 答：工作效率高，处理量大，能承受高压，应用 与各种传热过程。管式换热器 （3）在列管式换热器中，壳程有挡板和没有挡 板时，其对流传热系数的计算方法有何不同？ 答：有挡板湍动更为剧烈，传热系数计算时应考 虑更全面。 （4）说明列管式换热器的选型计算步骤？ 答： 1）非系列标准换热器的一般设计步骤 ①了解换热流体的物理化学性质和腐蚀性能。 ②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。 2 N; t* C6 [ x1 m ③决定流体通入的空间。 0 {4 [1 Q4 @4 N `; I: U t b ④计算流体的定性温度，以确定流体的物性数 据。 ⑤初算有效平均温差。一般先按逆流计算，然后 再校核。 : b, e( l, t# _4 J: _ ⑥选取管径和管内流速。 3 g1 e- M$ f6 u$ m ⑦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。 ⑧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值的 1.15~1.25 倍。 ⑨选择管长 L。 2 G3 J; ( _) b6 k; u, ? ⑩计算管数 N。 ⑾校核管内流速，确定管程数。 ⑿画出排管图，确定壳径 D 和壳程挡板形式及数 量等。 5 O2 k4 e+ m9 V. o ⒀校核壳程对流传热系数。 ⒁校核有效平均温差。 % e% o7  t9 z ⒂校核传热面积，应有一定安全系数，否则需重 新设计。 Q( $ Q2 @4 $ I8 g+ V4 @7 c ⒃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。 , ?! i, b$ G1 e! E 2）系列标准换热器选用的设计步骤 H, i. T( E1 F( y ①至⑤步与(1)相同。 , p) }% L2 Q! S ⑥选取经验的传热系数 K 值。 ⑦计算传热面积。 ⑧由系列标准选取换热器的基本参数。 8 V/ s2 H+ : T, n7 J. r8 }& x% l ⑨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③以下步骤。 : ⑩校核有效平均温差。 0 `9 f R$ v( i8 `& N ⑾校核传热面积，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。 ⑿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。 （5）在换热过程中，冷却剂的进出口温度是按 什么原则确定的？ 答：①两种工艺流体换热时，在一般情况下，冷 端温差≥20℃； 8 s$ H4 t8 u# X. v) h8 y2 X/ Z ②两种工艺流体换热时，若热流体尚需进一 步加热，则冷端温差≥15℃； .③采用水或其他冷却剂冷却时，冷端温差 ≥5℃。如果超出上述数据，应通过技术经 济比较来决定换热终温。d; c- t% o H$ （6）说明常用换热管的标准规格（批管径和管 长）。 答：换热管长度规定为：1500mm, 2000mm, 2500mm, 3000mm,4500mm, 5000mm, 6000mm, 7500mm, 9000mm, 12000mm。换热器的换热管长度与公称 直径之比，一般在 4~25 之间，常用的为 6~10。 立式换热器，其比值多为 4~6. 换热管规格（mm） 碳钢低合金钢 φ 19×2 φ 25×2.5 φ 32×3 φ 38×3 不锈钢 φ 19×2 φ 25×2φ 32×2.5 φ 38×2.5 （7）列管式换热器中，两流体的流动方向是如 何确定的？比较其优缺点？ 答：流向的选择就是决定并流、逆流还是复杂流 动。对于无相变传热，当冷热流体的进出口温度 一定时，逆流操作的平均推动力大于并流，因而 传递同样的热流量，所需传热面积减小。就增加 传热推动力而言，逆流操作总是优于并流。但在 实际换热器内，纯粹的逆流和并流是不多见的。 当采用多管程和多壳程时，换热器内流体的流动 形式较为复杂。此时需要根据纯逆流平均推动力 和修正系数φ 来计算实际推动阻力，它的值应大 于 0.8，否则应该变流动方式。 一般应采用逆流，其对数平均温差比折流大，比并流更大，有利于达到节能效 果。 参考文献 【1】申迎华，郝晓刚.《化工原理课程设计》.北京，化学工业出版社，2009 【2】姚玉英等.《化工原理（上）》.天津，天津大学出版社，2005 【3】任晓光.《化工原理课程设计指导》.北京，化学工业出版社，2009 【4】贾绍义.柴诚敬.《化工原理课程设计》.天津，天津大学出版社，2002 【5】袁文.刘岩.《化工制图》.哈尔滨，哈尔滨工程大学出版社，2010 【6】钟理, 伍钦，马四朋. 《化工原理（上）》. 北京，化学工业出版社， 2008.8. 【7】《材料与零部件（上）》. 科学技术出版社. 1982.7. 【8】钱颂文. 《换热器设计手册》，北京，化学工业出版社，2002.8 【9】匡国柱. 《化工单元过程及设课程设计》. 北京，化学工业出版社， 2002 【10】陈锦昌. 《计算机工程制图》. 广州，华南理工大学出版社，2006.8. 【11】郑津洋，董其伍，桑芝富. 《过程设设计》. 北京，化学工业出版 社，2009.1. 【12】赵军. 《化工设机械基础》. 北京，化学工业出版社. 2000. 【13】刘道德.《化工设的选择与工艺设计》.中南工业大学出版社，1992.
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