水蒸汽加热苯-甲苯混合液卧式列管换热器的设计[1]

课程设计

题 目水蒸汽加热苯-甲苯混合液卧式列管换热器的设计 学 院 化

学

工

程

学

院

专业班级 制药0701 姓 名 程 立 指导老师 蔡卫权

2009年 7月

课程设计任务书

学生姓名： 程立 专业班级： 制药0701班

指导教师： 蔡卫权 工作单位： 化学工程学院

题 目: 水蒸汽加热苯-甲苯混合液卧式列管换热器的设计 初始条件：

设计一台卧式列管换热器，将质量流量为90吨/小时的苯-甲苯（X1=0.4）混合液从20℃加热到94℃，加热介质采用300kPa绝压的饱和水蒸汽，冷凝液在饱和温度下排出，要求换热器的管压降小于70kPa。

要求完成的主要任务: （包括课程设计工作量及其技术要求，以及说明书撰写等具

体要求）

1、合理的参数选择和结构设计； 2、工艺计算，包括传热计算和压降计算等；

3、主要设备工艺尺寸设计。

时间安排：

设 计 内 容

所用时间

1、根据换热任务和有关要求确定设计方案； 1天 2、初步确定换热器的结构和尺寸； 1天 3、核算换热器的传热面积和流体阻力； 1天 4、确定换热器的工艺结构； 1天 5、写出设计说明书。 1天

指导教师签名： 年 月 日

系主任（或责任教师）签名： 年 月 日

2

目录

设计任务书„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„2 绪论„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„4 符号说明„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„7工艺计算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„8

确定物性数据„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„8

确定计划方案„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„9

计算总传热面积„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„9

工艺结构尺寸„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„10

换热器核算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„10

设计数据结果一览表„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„15 结束语„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„16 参考文献„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„17

3

绪论

一、列管式换热器的结构和特点

管壳式换热器(shell and tube heat exchanger)又称列管式换热器。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。

根据冷热流体换热方式的不同可将换热器分为混合式换热器、蓄热式换热器和间壁式换热器。其中以间壁式换热器应用最为广泛，型式也最为多样。按换热器传热面形状和结构的特点，间壁式换热器又可分为管式换热器、板式换热器和特殊式换热器三类。

列管式换热器是化工生产中常用的一种换热设备, 结构简单, 适应性强; 单位体积所具有的传热面积大并传热效果好; 而且种类多, 型号全。 列管换热器主要特点：

1、耐腐蚀性：聚丙烯具有优良的耐化学品性，对于无机化合物，不论酸，碱、盐溶液，除强氧化性物料外，几乎直到100℃都对其无破坏作用，对几乎所有溶剂在室温下均不溶解，一般烷、径、醇、酚、醛、酮类等介质上均可使用。

2、耐温性：聚丙烯塑料熔点为164-174℃，因此一般使用温度可达110-125℃。 3、无毒性：不结垢，不污染介质，也可用于食品工业。 4、重量轻：对设备安装维修极为方便。 二、管壳式换热器的选用和设计计算步骤 1、浮头式换热器结构

换热器的一块管板用法兰与外壳相连接，另一块管板不与外壳连接，以使管子受热或冷却时可以自由伸缩，但在这块管板上连接一个顶盖，称之为“浮头”，所以这种换热器叫做浮头式换热器。其优点是：管束可以拉出，以便清洗；管束的膨胀不变

4

壳体约束，因而当两种换热器介质的温差大时，不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。其缺点为结构复杂，造价高。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。

浮头式换热器

2、试算初步选设备规格

①确定流体在换热器中的流动途径。附表一

附表一 列管式换热器易燃、易爆液体和气体允许的安全流速

②根据传热任务计算热负荷Q。

③确定流体在换热器两端的温度，选择管壳式换热器的类型；计算定性温度，并确定在定性温度下的物体物性。

④计算平均温度差，并根据温度校正系数不小于0.8的原则，决定壳程数。

5

⑤依据总传热系数的经验值范围，选定总传热系数K。 ⑥由QKStm初步算出S，并确定换热器基本尺寸。 换热管规格和排列选择

换热管直径越小，换热器单位容积的传热面积越大。因此对于洁净的流体可完管径可取得小些。但对于不洁净或易结垢的流体，管径应取的大些，以免堵塞。为了制造和维修的方便，我国目前试行的系列标准规定采用19×2mm和25×2.5mm两种规格，管长有1.5、2.0、3.0、6.0m，

排列方式：正三角形、正方形直列和错列排列，见下图。

各种排列方式的优点：

但给热效果较差正方形排列：易清洗，



热系数正方形错列：可提高给

等边三角形：排列紧凑，管外流体湍流程度高，给热系数大

3、计算管程，壳程压强降

初步计算管程，壳程流体的流速和压强降，检查结果是否合理，满足工艺要求。若压强降不符合要求，再确定管程数或折流板间距，或重新调整流速，再确定各种尺寸，直到压降满足要求为止。 4、核算中传热系数

根据流体性质选择适当的垢层热阻R，由R、1、2和K计计算，再由传热基本方程计算A计。当A计小于初选换热器实际所具有的传热面积A，则计算可行。考虑到所用换热器计算式的准确度及其他未可预料的因素，应使选用换热器面积有15%～25%的裕度，即A/A计=1.15～1.25，否则应重新估计一个K估，重复以上计算。

6

符号说明

英文字母

B——折流板间距，m; C——系数，无量纲； d——管径，m；

D——换热器外壳内径，m； f——摩擦系数； F——系数； h——圆缺高度；

K——总传热系数，W/（m2·℃）；L——管长，m； m——程数； n——指数； 管数； 程数； N——管数； 程数； NB——折流板数； Nu——努赛尔准数； P——压力，Pa； 因数； Pr——普兰特准数； q——热通量，W/m2； Q——传热速率，W； r——半径，m； 气化热，kJ/kg R——热阻，m2·℃/W

因数； Re——雷诺准数； S——传热面积，m2； t——冷流体温度，℃； 管心距，m； T——热流体温度，℃； u——流速，m/s； W——质量流量，kg/s。 希腊字母

——对流传热系数，W/(m·℃) ——有限差值；

——导热系数，W/(m·℃)； ——粘度，Pa·s； ——密度，kg/m3； ——校正系数。

下标 i——管内； m——平均； o——管外； s——污垢。

7

工艺计算

一、确定物性数据

定性温度：可取流体进出口温度的平均值 壳程水蒸汽温度的定性温度为

T

133.3133.3

133.3℃（300kPa绝压下的水蒸汽T=133.3℃） 2

管程流体的定性温度为

T=

2094

57℃ 2

根据定性温度，分别查取有关物性数据 水蒸汽在133.3℃下的有关物性数据如下 密度 o=1.651 kg/m3 定压比热容 cpo=1.9735 kJ/(kg·℃) 导热系数 o=0.0265971 W/(m·℃) 黏度 o=1.33×10－5 Pa·S 液化热 r=2168.1kJ/kg 苯-甲苯混合液（X1=0.4）在57℃下的物性数据如下 密度 i=834.5295716 kg/m3 定压比热容

cpi

=1.686 kJ/(kg·℃)

导热系数 i=0.123438163 W/(m·℃) 黏度 i=3.93×10－4 Pa·s

二、确定计划方案

选择换热器类型

两流体温度变化情况：热流体（水蒸汽）进口温度133.3℃，出口温度133.3℃；冷流体（苯-甲苯）进口温度20℃，出口温度94℃。估计管壁温和壳壁温之差较大，再加上所受压力较大，因此选用浮头式换热器。

流动空间及流速的确定

由于饱和蒸汽宜走壳程，饱和蒸汽比较清洁，而且冷凝液容易排出；苯-甲苯混合液走管程。

三、估计总传热面积

热流量QWcCpi(t2t1)水蒸汽流量

Wh

Q31191001.43863kg/s 3r2168.110

901033600

(9420)16863119100W

平均传热温度

tm

t1t2113.339.3

69.889475℃ 1lnlnt239.3

传热面积，根据流体情况，假设K500W/m2℃

S'

Q311910089.258681624m2 Ktm50069.89475

9

四、工艺结构尺寸

由浮头式（内导流）换热器的基本参数表*查得

若选

K0

Q

484.56788541 S0tm

五、换热器核算

1、核算压强降 管程流动阻力

管程阻力等于流体流经传热管直管阻力和管程局部阻力之和。 即

PtP1P2FtNp

Ft为管程结垢校正系数，量纲为1，对25×2.5mm的管子可近似取

1.4。

管程流体通截面积

*《化工原理》上册，2）浮头式（内导流）换热器的基本参数，天津大学出版社2005年版，第367页。

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Ai



4

di

2

ns3.142680.0220.0420973462m2 242

管程流体流速

Vs90103

ui0.7115549761m/s

Ai3600834.530.0421

Rei

diui0.0200.712834.53

30219.540672 μ3.9310-4

设管壁粗糙度0.1mm,所以



di



0.1*

0.005，查图得0.035 20

2

Lu24.5834.530.712

0.0351663.7169474Pa p1

d20.0152

834.530.7122

3633.8Pa p23 22

u2

PtP 1663.72633.81.426892.5Pa1P2FtNp管程流动阻力小于70kPa，符合设计条件。 2、热流量核算 壳程对流传热系数

蒸汽在水平管束外冷凝，可采用凯恩（Kern）估算式，根据两流体温度与传热系数，假设tw=115℃

32gr

o0.725n2dut

o

3

0.6862935.330229.812168.11030.72526820.0192.19104133.3115.0



2

4648.6W/(m℃)

管程对流传热系数

湍流 Rei30219.5

*《化工原理》上册，图1-27 摩擦系数与雷诺准数及相对粗糙度的关系，天津大学出版社2005年版，第54页。

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普兰特准数

Pri

Cpμ





1686.13540.000393

5.3683

0.123438163

i0.i

Rei

0.8

Pri

0.4

0.023

0.1234380.80.4

30219.55.36831067.4W/m2℃

di

0.02

③传热系数K

查表*知污垢热阻Rsi1.72104m2/W，Rs5o8.6010m2/W 管壁导热系数 48.85W/(m℃)

K

1

oRsooRsio

idididmo



11.72104 8.601051067.40.020.0248.840.02

4648.6

573.36406166W/m2℃



KK573.36406166411.180484.567885

1.15KK1.25

o

故此换热器合适。

*《化工原理》上册，壁面污垢的热阻

125370087（污垢系数），天津大学出版社2005年版，第354页。

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④传热面积裕度 传热面积Ac

Q31191002

77.84m

Ktm573.3669.88947

该换热器的实际传热面积A

2

Andol3.140.0254.5(28413)90.12m

则该换热器的面积裕度按式

H

AAC90.1277.84

100%100%15.79% AC77.84

A/AC在1.15～1.25范围内，传热面积裕度合适，该换热器能完成生

产任务。故该换热器合适。

3、壁温核算

因管壁很薄，且管壁热阻很小，故壁温可按式

11

TmRtRcmhh

hh twcRcRhhchh

计算。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小。计算中应按最不利的操作条件考虑，因此取两侧污垢热阻为零计热。

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于是上式变为

Tmtm

thchh

whchh

气体平均温度T1

m2

133.3133.3133.3℃ 液体平均温度（端流）tm0.4940.62049.6℃

h22

Ci1067.36W/m℃ hho4648.m6℃2

W

带入计算得 Tw117.7℃ 与凯恩式中假设相差不大，故假设合适。

/

14

15

结 论

课程设计是《化工原理》课程的一个总结性教学环节，可以培养学生综合运用本门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。

课程设计不同于平时的作业，在设计中需要自己做出决策，即自己确定方案，选择流程，查取资料，进行过程和设备计算，并要对自己的选择做出论证和核算，经过反复的分析比较，择优选定最理想的方案和合理的设计。 通过课程设计,我以下几个方面的能力得到了提升

(1)查阅资料，选用公式和搜集数据(包括从已发表的文献中和从生产现场中搜集)的能力；

(2)树立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；

(3)迅速准确的进行工程计算的能力；

(4)用简洁的文字，清晰的图表来表达自己设计思想的能力。

经过简单的设计计算，以及相关的核算过程。可以比较出所设计的换热器大致能满足生产要求。其中设计时的计算值K=500W/(m2·k)，Tw=115℃，与校核所得的K=484.56 W/(m2·℃)，Tw=117℃都相差不大，且换热器的换热面积92.12m2也有15.8%的裕量，以及最后流动阻力的计算结果都在生产工艺要求的范围之内。说明这次的换热器的设计是可以实现工艺生产的。

通过这次设计学习，我们需要耐心地计算好每一步，需要学会在不断地演算中发现问题，并通过查阅资料和联系实际来解决这些问题，。要能够善于前后联系，整体上把握好设计的方向。总的来说，这次的设计还是比较成功的。要想设计更好的，更适合工业化生产的换热器，那还需要大量查阅资料，不断积累经验与相关知识。

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参考文献

1、夏清、陈常贵 《化工原理》上册 天津 天津大学出版社 2005年

2、匡国柱、史启才 《化工单元过程及设备过程设计》 北京 化学工业出版社

2003年

3、刘巍等 《工艺计算手册》 北京 中国石化出版社 2003年

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年 5、辽宁石油化工大学石油化工学院 《化工原理课程设计指导》 辽宁 辽宁石油

化工大学石油化工学院 2005年

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课程设计

题 目水蒸汽加热苯-甲苯混合液卧式列管换热器的设计 学 院 化

学

工

程

学

院

专业班级 制药0701 姓 名 程 立 指导老师 蔡卫权

2009年 7月

课程设计任务书

学生姓名： 程立 专业班级： 制药0701班

指导教师： 蔡卫权 工作单位： 化学工程学院

题 目: 水蒸汽加热苯-甲苯混合液卧式列管换热器的设计 初始条件：

设计一台卧式列管换热器，将质量流量为90吨/小时的苯-甲苯（X1=0.4）混合液从20℃加热到94℃，加热介质采用300kPa绝压的饱和水蒸汽，冷凝液在饱和温度下排出，要求换热器的管压降小于70kPa。

要求完成的主要任务: （包括课程设计工作量及其技术要求，以及说明书撰写等具

体要求）

1、合理的参数选择和结构设计； 2、工艺计算，包括传热计算和压降计算等；

3、主要设备工艺尺寸设计。

时间安排：

设 计 内 容

所用时间

1、根据换热任务和有关要求确定设计方案； 1天 2、初步确定换热器的结构和尺寸； 1天 3、核算换热器的传热面积和流体阻力； 1天 4、确定换热器的工艺结构； 1天 5、写出设计说明书。 1天

指导教师签名： 年 月 日

系主任（或责任教师）签名： 年 月 日

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目录

设计任务书„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„2 绪论„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„4 符号说明„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„7工艺计算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„8

确定物性数据„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„8

确定计划方案„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„9

计算总传热面积„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„9

工艺结构尺寸„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„10

换热器核算„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„10

设计数据结果一览表„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„15 结束语„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„16 参考文献„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„„17

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绪论

一、列管式换热器的结构和特点

管壳式换热器(shell and tube heat exchanger)又称列管式换热器。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。

根据冷热流体换热方式的不同可将换热器分为混合式换热器、蓄热式换热器和间壁式换热器。其中以间壁式换热器应用最为广泛，型式也最为多样。按换热器传热面形状和结构的特点，间壁式换热器又可分为管式换热器、板式换热器和特殊式换热器三类。

列管式换热器是化工生产中常用的一种换热设备, 结构简单, 适应性强; 单位体积所具有的传热面积大并传热效果好; 而且种类多, 型号全。 列管换热器主要特点：

1、耐腐蚀性：聚丙烯具有优良的耐化学品性，对于无机化合物，不论酸，碱、盐溶液，除强氧化性物料外，几乎直到100℃都对其无破坏作用，对几乎所有溶剂在室温下均不溶解，一般烷、径、醇、酚、醛、酮类等介质上均可使用。

2、耐温性：聚丙烯塑料熔点为164-174℃，因此一般使用温度可达110-125℃。 3、无毒性：不结垢，不污染介质，也可用于食品工业。 4、重量轻：对设备安装维修极为方便。 二、管壳式换热器的选用和设计计算步骤 1、浮头式换热器结构

换热器的一块管板用法兰与外壳相连接，另一块管板不与外壳连接，以使管子受热或冷却时可以自由伸缩，但在这块管板上连接一个顶盖，称之为“浮头”，所以这种换热器叫做浮头式换热器。其优点是：管束可以拉出，以便清洗；管束的膨胀不变

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壳体约束，因而当两种换热器介质的温差大时，不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。其缺点为结构复杂，造价高。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。

浮头式换热器

2、试算初步选设备规格

①确定流体在换热器中的流动途径。附表一

附表一 列管式换热器易燃、易爆液体和气体允许的安全流速

②根据传热任务计算热负荷Q。

③确定流体在换热器两端的温度，选择管壳式换热器的类型；计算定性温度，并确定在定性温度下的物体物性。

④计算平均温度差，并根据温度校正系数不小于0.8的原则，决定壳程数。

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⑤依据总传热系数的经验值范围，选定总传热系数K。 ⑥由QKStm初步算出S，并确定换热器基本尺寸。 换热管规格和排列选择

换热管直径越小，换热器单位容积的传热面积越大。因此对于洁净的流体可完管径可取得小些。但对于不洁净或易结垢的流体，管径应取的大些，以免堵塞。为了制造和维修的方便，我国目前试行的系列标准规定采用19×2mm和25×2.5mm两种规格，管长有1.5、2.0、3.0、6.0m，

排列方式：正三角形、正方形直列和错列排列，见下图。

各种排列方式的优点：

但给热效果较差正方形排列：易清洗，



热系数正方形错列：可提高给

等边三角形：排列紧凑，管外流体湍流程度高，给热系数大

3、计算管程，壳程压强降

初步计算管程，壳程流体的流速和压强降，检查结果是否合理，满足工艺要求。若压强降不符合要求，再确定管程数或折流板间距，或重新调整流速，再确定各种尺寸，直到压降满足要求为止。 4、核算中传热系数

根据流体性质选择适当的垢层热阻R，由R、1、2和K计计算，再由传热基本方程计算A计。当A计小于初选换热器实际所具有的传热面积A，则计算可行。考虑到所用换热器计算式的准确度及其他未可预料的因素，应使选用换热器面积有15%～25%的裕度，即A/A计=1.15～1.25，否则应重新估计一个K估，重复以上计算。

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符号说明

英文字母

B——折流板间距，m; C——系数，无量纲； d——管径，m；

D——换热器外壳内径，m； f——摩擦系数； F——系数； h——圆缺高度；

K——总传热系数，W/（m2·℃）；L——管长，m； m——程数； n——指数； 管数； 程数； N——管数； 程数； NB——折流板数； Nu——努赛尔准数； P——压力，Pa； 因数； Pr——普兰特准数； q——热通量，W/m2； Q——传热速率，W； r——半径，m； 气化热，kJ/kg R——热阻，m2·℃/W

因数； Re——雷诺准数； S——传热面积，m2； t——冷流体温度，℃； 管心距，m； T——热流体温度，℃； u——流速，m/s； W——质量流量，kg/s。 希腊字母

——对流传热系数，W/(m·℃) ——有限差值；

——导热系数，W/(m·℃)； ——粘度，Pa·s； ——密度，kg/m3； ——校正系数。

下标 i——管内； m——平均； o——管外； s——污垢。

7

工艺计算

一、确定物性数据

定性温度：可取流体进出口温度的平均值 壳程水蒸汽温度的定性温度为

T

133.3133.3

133.3℃（300kPa绝压下的水蒸汽T=133.3℃） 2

管程流体的定性温度为

T=

2094

57℃ 2

根据定性温度，分别查取有关物性数据 水蒸汽在133.3℃下的有关物性数据如下 密度 o=1.651 kg/m3 定压比热容 cpo=1.9735 kJ/(kg·℃) 导热系数 o=0.0265971 W/(m·℃) 黏度 o=1.33×10－5 Pa·S 液化热 r=2168.1kJ/kg 苯-甲苯混合液（X1=0.4）在57℃下的物性数据如下 密度 i=834.5295716 kg/m3 定压比热容

cpi

=1.686 kJ/(kg·℃)

导热系数 i=0.123438163 W/(m·℃) 黏度 i=3.93×10－4 Pa·s

二、确定计划方案

选择换热器类型

两流体温度变化情况：热流体（水蒸汽）进口温度133.3℃，出口温度133.3℃；冷流体（苯-甲苯）进口温度20℃，出口温度94℃。估计管壁温和壳壁温之差较大，再加上所受压力较大，因此选用浮头式换热器。

流动空间及流速的确定

由于饱和蒸汽宜走壳程，饱和蒸汽比较清洁，而且冷凝液容易排出；苯-甲苯混合液走管程。

三、估计总传热面积

热流量QWcCpi(t2t1)水蒸汽流量

Wh

Q31191001.43863kg/s 3r2168.110

901033600

(9420)16863119100W

平均传热温度

tm

t1t2113.339.3

69.889475℃ 1lnlnt239.3

传热面积，根据流体情况，假设K500W/m2℃

S'

Q311910089.258681624m2 Ktm50069.89475

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四、工艺结构尺寸

由浮头式（内导流）换热器的基本参数表*查得

若选

K0

Q

484.56788541 S0tm

五、换热器核算

1、核算压强降 管程流动阻力

管程阻力等于流体流经传热管直管阻力和管程局部阻力之和。 即

PtP1P2FtNp

Ft为管程结垢校正系数，量纲为1，对25×2.5mm的管子可近似取

1.4。

管程流体通截面积

*《化工原理》上册，2）浮头式（内导流）换热器的基本参数，天津大学出版社2005年版，第367页。

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Ai



4

di

2

ns3.142680.0220.0420973462m2 242

管程流体流速

Vs90103

ui0.7115549761m/s

Ai3600834.530.0421

Rei

diui0.0200.712834.53

30219.540672 μ3.9310-4

设管壁粗糙度0.1mm,所以



di



0.1*

0.005，查图得0.035 20

2

Lu24.5834.530.712

0.0351663.7169474Pa p1

d20.0152

834.530.7122

3633.8Pa p23 22

u2

PtP 1663.72633.81.426892.5Pa1P2FtNp管程流动阻力小于70kPa，符合设计条件。 2、热流量核算 壳程对流传热系数

蒸汽在水平管束外冷凝，可采用凯恩（Kern）估算式，根据两流体温度与传热系数，假设tw=115℃

32gr

o0.725n2dut

o

3

0.6862935.330229.812168.11030.72526820.0192.19104133.3115.0



2

4648.6W/(m℃)

管程对流传热系数

湍流 Rei30219.5

*《化工原理》上册，图1-27 摩擦系数与雷诺准数及相对粗糙度的关系，天津大学出版社2005年版，第54页。

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普兰特准数

Pri

Cpμ





1686.13540.000393

5.3683

0.123438163

i0.i

Rei

0.8

Pri

0.4

0.023

0.1234380.80.4

30219.55.36831067.4W/m2℃

di

0.02

③传热系数K

查表*知污垢热阻Rsi1.72104m2/W，Rs5o8.6010m2/W 管壁导热系数 48.85W/(m℃)

K

1

oRsooRsio

idididmo



11.72104 8.601051067.40.020.0248.840.02

4648.6

573.36406166W/m2℃



KK573.36406166411.180484.567885

1.15KK1.25

o

故此换热器合适。

*《化工原理》上册，壁面污垢的热阻

125370087（污垢系数），天津大学出版社2005年版，第354页。

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④传热面积裕度 传热面积Ac

Q31191002

77.84m

Ktm573.3669.88947

该换热器的实际传热面积A

2

Andol3.140.0254.5(28413)90.12m

则该换热器的面积裕度按式

H

AAC90.1277.84

100%100%15.79% AC77.84

A/AC在1.15～1.25范围内，传热面积裕度合适，该换热器能完成生

产任务。故该换热器合适。

3、壁温核算

因管壁很薄，且管壁热阻很小，故壁温可按式

11

TmRtRcmhh

hh twcRcRhhchh

计算。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小。计算中应按最不利的操作条件考虑，因此取两侧污垢热阻为零计热。

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于是上式变为

Tmtm

thchh

whchh

气体平均温度T1

m2

133.3133.3133.3℃ 液体平均温度（端流）tm0.4940.62049.6℃

h22

Ci1067.36W/m℃ hho4648.m6℃2

W

带入计算得 Tw117.7℃ 与凯恩式中假设相差不大，故假设合适。

/

14

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结 论

课程设计是《化工原理》课程的一个总结性教学环节，可以培养学生综合运用本门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。

课程设计不同于平时的作业，在设计中需要自己做出决策，即自己确定方案，选择流程，查取资料，进行过程和设备计算，并要对自己的选择做出论证和核算，经过反复的分析比较，择优选定最理想的方案和合理的设计。 通过课程设计,我以下几个方面的能力得到了提升

(1)查阅资料，选用公式和搜集数据(包括从已发表的文献中和从生产现场中搜集)的能力；

(2)树立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；

(3)迅速准确的进行工程计算的能力；

(4)用简洁的文字，清晰的图表来表达自己设计思想的能力。

经过简单的设计计算，以及相关的核算过程。可以比较出所设计的换热器大致能满足生产要求。其中设计时的计算值K=500W/(m2·k)，Tw=115℃，与校核所得的K=484.56 W/(m2·℃)，Tw=117℃都相差不大，且换热器的换热面积92.12m2也有15.8%的裕量，以及最后流动阻力的计算结果都在生产工艺要求的范围之内。说明这次的换热器的设计是可以实现工艺生产的。

通过这次设计学习，我们需要耐心地计算好每一步，需要学会在不断地演算中发现问题，并通过查阅资料和联系实际来解决这些问题，。要能够善于前后联系，整体上把握好设计的方向。总的来说，这次的设计还是比较成功的。要想设计更好的，更适合工业化生产的换热器，那还需要大量查阅资料，不断积累经验与相关知识。

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参考文献

1、夏清、陈常贵 《化工原理》上册 天津 天津大学出版社 2005年

2、匡国柱、史启才 《化工单元过程及设备过程设计》 北京 化学工业出版社

2003年

3、刘巍等 《工艺计算手册》 北京 中国石化出版社 2003年

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年 5、辽宁石油化工大学石油化工学院 《化工原理课程设计指导》 辽宁 辽宁石油

化工大学石油化工学院 2005年

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