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1、精选优质文档-倾情为你奉上化工原理课程设计 学院: 化学化工学院 班级： 姓名 学号： 指导教师： 目录一.列管式换热器 1.1. 列管式换热器简介1.2设计任务 1.3.列管式换热器设计内容 1.4.操作条件 1.5.主要设备结构图二.概述及设计要求2.1.换热器概述 2.2.设计要求 三.设计条件及主要物理参数 3.1. 初选换热器的类型 3.2. 确定物性参数3.3.计算热流量及平均温差3.4 壳程结构与相关计算公式 3.5 管程安排(流动空间的选择)及流速确定 3.6计算传热系数k3.7计算传热面积四.工艺设计计算五.换热器核算六.设计结果汇总七.设计评述八.工艺流程图九.主要符号说明
2、十.参考资料一 .列管式换热器1.1. 列管式换热器简介列管式换热器又称为管壳式换热器，是最典型的间壁式换热器，历史悠久，占据主导作用，主要有壳体、管束、管板、折流挡板和封头等组成。一种流体在关内流动，其行程称为管程；另一种流体在管外流动，其行程称为壳程。管束的壁面即为传热面。其主要优点是单位体积所具有的传热面积大，传热效果好，结构坚固，可选用的结构材料范围宽广，操作弹性大，因此在高温、高压和大型装置上多采用列管式换热器。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，使湍流程度大为增加。列管
3、式换热器中，由于两流体的温度不同，使管束和壳体的温度也不相同，因此它们的热膨胀程度也有差别。若两流体温差较大（50以上）时，就可能由于热应力而引起设备的变形，甚至弯曲或破裂，因此必须考虑这种热膨胀的影响。1.2设计任务1.任务 处理能力：3105t/年 煤油（每年按300天计算，每天24小时运行） 设备形式：列管式换热器2操作条件 (1)煤油：入口温度150，出口温度50 (2)冷却介质：循环水，入口温度20，出口温度30(3)允许压强降：不大于一个大气压。备注：此设计任务书（包括纸板和电子版）1月15日前由学委统一收齐上交，两人一组，自由组合。延迟上交的同学将没有成绩。1.3.列管式换热器设
4、计内容1.3.1、确定设计方案（1）选择换热器的类型；（2）流程安排1.3.2、确定物性参数（1）定性温度；（2）定性温度下的物性参数1.3.3、估算传热面积（1）热负荷；（2）平均传热温度差；（3）传热面积；（4）冷却水用量1.3.4、工艺结构尺寸（1）管径和管内流速；（2）管程数；（3）平均传热温度差校正及壳程数；（4）传热管排列和分程方法；（5）壳体内径；（6）折流板；（7）其它附件；（8）接管1.3.5、换热器核算（1）传热能力核算；（2）壁温核算；（3）换热器内流体的流动阻力1.4.操作条件某厂用井水冷却从反应器出来的循环使用的有机液。欲将6000kg/h的植物油从140冷却到40，
5、井水进、出口温度分别为20和40。若要求换热器的管程和壳程压强降均不大于35kPa，试选择合适型号的列管式换热器。定性温度下有机液的物性参数列于附表中。 附 表项 目密度，kg/m3比热，KJ/(kg)粘度，Pas热导率，kJ/(m)植物油9502.2610.7420.1721.5.主要设备结构图（示例） 根据设计结果，可选择其它形式的列管换热器。1-挡板 2-补偿圈 3-放气嘴固定管板式换热器的示意图二.概述及设计要求2.1.换热器概述换热器是化工、炼油工业中普遍应用的典型的工艺设备。在化工厂，换热器的费用约占总费用的10%20%，在炼油厂约占总费用35%40%。换热器在其他部门如动力、原子
6、能、冶金、食品、交通、环保、家电等也有着广泛的应用。因此，设计和选择得到使用、高效的换热器对降低设备的造价和操作费用具有十分重要的作用。在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器，即简称换热器，是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备。换热器的类型按传热方式的不同可分为：混合式、蓄热式和间壁式。其中间壁式换热器应用最广泛， （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，排管最多，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
7、，用使用管子于管板的接口脱开，从而发生介质的泄漏。（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；管束最内程管间距大，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。（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
8、，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。（4）填料函式换热器填料函式换热器的结构如图1-4所示。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
9、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。2.2.设计要求完善的换热器在设计和选型时应满足以下各项基本要求：（1）合理地实现所规定的工艺条件：可以从：增大传热系数提高平均温差妥善布置传热面等三个方面具体着手。（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，应遵循我国钢制石油化工压力容器设计规定和钢制管壳式换热器设计规定等有关规定与标准。（3）有利于安装操作与维修直立设备的安装费往往低于水平或倾斜的设备。设备与部件应便于运输与拆卸，在厂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）
10、经济合理评价换热器的最终指标是：在一定时间内（通常1年内的）固定费用（设备的购置费、安装费等）与操作费（动力费、清洗费、维修费）等的总和为最小。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，这一标准就尤为重要了。 三.设计条件及主要物理参数3.1.初选换热器的类型两流体的温度变化情况如下：（1）植物油：入口温度140，出口温度40；（2）冷却介质：井水，入口温度20，出口温度40； 该换热器用循环冷却井水进行冷却，由于6050,所需换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，故从安全、方便、经济考虑可以采用带有补偿圈的管板式换热器。3.2.确定物性参数定性温度：对于一般气体和水等低黏度流体，
11、其定性温度可取流体进出口温度的平均值。壳程流体（植物油）的定性温度为：T= (140+40)/2=90管程流体（水）的定性温度为：t=（40+20）/2=30 在定性温度下，分别查取管程和壳程流体(冷却水和植物油)的物性参数，见下表3-1：密度/（/m3）比热容/（kJ/kg）粘度/（Pas）导热系数/（kJ/m）植物油9502.2617.4210-40.172水995.74.1748.0110-40.6183.3.计算热流量及平均温差3.3.1.热流量 以热介质植物油为计算标准算它所需要被提走的热量: Q=ms1cp1(T1-T2)=6000x2.261x(140-40)=1356.6kJ/
12、h=376.83kw3.3.2.平均传热温差 计算两流体的平均传热温差 暂时按单壳程、多管程计算。 逆流时，我们有植物油：14040井 水： 4020从而， 而此时，我们有： 式中：热流体（植物油）的进出口温度，单位；冷流体（井水）的进出口温度，单位； 0.8符合要求则平均温差：tm=0.87x49.69=43.233.3.3.冷却水用量 由以上的计算结果以及已知条件，很容易算得冷却水用量：Qc=/4.174x(40-20)=16250.60/h3.4壳程结构与相关计算公式介质流经传热管外面的通道部分称为壳程。 壳程内的结构，主要由折流板、支承板、纵向隔板、旁路挡板及缓冲板等元件组成。由于各种
13、换热器的工艺性能、使用的场合不同，壳程内对各种元件的设置形式亦不同，以此来满足设计的要求。各元件在壳程的设置，按其不同的作用可分为两类：一类是为了壳侧介质对传热管最有效的流动，来提高换热设备的传热效果而设置的各种挡板，如折流板、纵向挡板。旁路挡板等；另一类是为了管束的安装及保护列管而设置的支承板、管束的导轨以及缓冲板等。 壳体是一个圆筒形的容器，壳壁上焊有接管，供壳程流体进人和排出之用。直径小于400mm的壳体通常用钢管制成，大于400mrn的可用钢板卷焊而成。壳体材料根据工作温度选择，有防腐要求时，大多考虑使用复合金属板。 介质在壳程的流动方式有多种型式，单壳程型式应用最为普遍。如壳侧传热膜
14、系数远小于管侧，则可用纵向挡板分隔成双壳程型式。用两个换热器串联也可得到同样的效果。为降低壳程压降，可采用分流或错流等型式。 壳体内径D取决于传热管数N、排列方式和管心距t。计算式如下： 单管程 D=t(nc-1)+(23)d0式中 t管心距，mm； d0换热管外径，mm； nc横过管束中心线的管数，该值与管子排列方式有关。 正三角形排列： 正方形排列： 多管程 式中 N排列管子数目； 管板利用率。 正角形排列：2管程 =0.70.85 4管程 =0.60.8 正方形排列：2管程 =0.550.7 4管程 =0.450.65壳体内径D的计算值最终应圆整到标准值。 在壳程管束中，一般都装有横向折
15、流板，用以引导流体横向流过管束，增加流体速度，以增强传热；同时起支撑管束、防止管束振动和管子弯曲的作用。 折流板的型式有圆缺型、环盘型和孔流型等。 圆缺形折流板又称弓形折流板，是常用的折流板，有水平圆缺和垂直圆缺两种。切缺率(切掉圆弧的高度与壳内径之比)通常为2050。垂直圆缺用于水平冷凝器、水平再沸器和含有悬浮固体粒子流体用的水平热交换器等。垂直圆缺时，不凝气不能在折流板顶部积存，而在冷凝器中，排水也不能在折流板底部积存。弓形折流板有单弓形和双弓形，双弓形折流板多用于大直径的换热器中。 折流板的间隔，在允许的压力损失范围内希望尽可能小。一般推荐折流板间隔最小值为壳内径的1/5或者不小于50
16、mm，最大值决定于支持管所必要的最大间隔。 壳程流体进出口的设计直接影响换热器的传热效率和换热管的寿命。当加热蒸汽或高速流体流入壳程时，对换热管会造成很大的冲刷，所以常将壳程接管在入口处加以扩大，即将接管做成喇叭形，以起缓冲的作用；或者在换热器进口处设置挡板。3.5 管程安排(流动空间的选择)及流速确定已知两流体允许压强降均不大于35kPa；两流体分别为植物油和水。与植物油相比，水的对流传热系数一般较大。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，考虑到散热降温方面的因素，应使循环自来水走管程，而使植物油走壳程。表3-2.列管式换热器内的适宜流速范围 流体
17、种类流速/（m/s）管程壳程冷却水13.50.51.5一般液体(黏度不高)0.53.00.21.5低黏油0.81.80.41.0高黏油0.51.50.30.8 由上表，初步选用252.5的碳钢管，则管内径di=25-2.52=20mm管内流速取ui=1.2m/s,从管内体积流量为： =n(/4)0.0213600=16250.60/995.7=16.32m/h 解得n=15 参照列管换热器中K值的大致范围，根据两流体的具体情况，初步选定总传热系数K=330W/m2传热面积：A=376.8310/(33043.23)=26.41 可以求得单程管长L=26.41/(153.140.025)=22.
18、38m 若选用6m长的管，需要4管程，则一台换热器的总管数为415=60根.查化学工业出版社第三版化工原理附录十九，可以初步确定换热器的主要参数见下表3-3：项目数据项目数据壳径D(DN)400mm管尺寸25mm2.5mm管程数Np(N)4管长6 m管数n76管排列方式组合式排列中心排管数nc11管心距32mm管程流通面积Si0.0060m 传热面积35.2m 注：由于是多程，为了方便安装分程板，采用组合式排列更方便。3.4.1.对表中的数据进行核算： 每程的管数n1 =n/Np=764=19,管程流通面积si =(/4) 0.02190.与表中的数据0.0060很相符。 = 传热面积 A=d
19、0 Ln=3.140.02567635.79稍大于表中35.2,这是 由于管长的一部分需用于在管板上固定管子，应以表中的值为准。 由于换热管是组合式排列，除在分程板两侧采用正方形排列外，大部分地方采用的是正三角形排列，故中心排管数可以按照正三角形排列的形式计算： 中心排管数 nc 1.1=1.1113.6传热系数K根据冷热流体的性质及温度，在(GB151-99P140-141)选取污垢热阻：污垢热阻：Rsi=0.00058m2/W Rso=0.00017 m2/W管壁的导热系数： =45 m2/W管壁厚度： b=0.0025内外平均厚度： dm=0.0225在下面的公式中，代入以上数据，可得
20、=280.43W/m23.7 传热面积S=四.工艺设计计算4.1.管径和管内流速选用252.5的碳钢管，管长6m,速取ui=0.76m/s4.2.管程数和传热管数根据传热管的内径和流速，可以确定单程传热系数：ns=按单程计算，所需传热管的长度是：若按单程管计算，传热管过长，宜采用多管程结构，取传热管长l=6m，则该传热管程数为：则传热管的总根数为：N=Npns=419=76（根）4.3.平均传热温差校正及壳程数由前面的计算已求得，按单壳程、多管程计算，逆流时：=49.69而此时，我们有：P= R=由函数公式可得：=0.870.8，所以，修正后的传热温度差为：= =49.690.87=43.23
21、于是，校正后的平均传热温差是43.23，壳程数为单程，管程数为4。4.4.换热管选型汇总根据以上的计算可以得到如下的计算结果表4-1：DN,mm400管程数4壳程数1管子规格25*2.5管子根数60中心排管数9管程流通面积，m20.换热面积，m226.41换热管长度，mm6000通过查表，可以发现下面的结构尺寸的换热器和所需的比较接近，故而选择该种换热器：DN,mm400管程数4壳程数1管子规格25*2.5管子根数76中心排管数11管程流通面积，m20.0060换热面积，m235.2换热管长度，mm60004.5.换热管4.5.1.换热管的规格及尺寸偏差经过查表，对于碳钢、低合金钢的换热管的规
22、格及尺寸偏差见下表4-2：材料换热管标准管子规格高精度、较高精度偏差外径，mm厚度，mm外径偏差，mm壁厚偏差，mm碳钢GB/TB8163143022.50.2+12%低合金钢GB9948-10%4.5.2.传热管排列和分程方法管子在管板上的排列方式最常用的为图4-1所示的（a）、（b）、（c）、（d）四种，即正三角形排列（排列角为30）、同心圆排列、正方形排列（排列角为90）、转角正方形排列（排列角为45）。当管程为多程时，则需采取组合排列，图1-10为二管程时管小组合排列的方式之一。图4.1.管子在管板上的排列方式和组合排列示意图采用组合排列法，即每程均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排
23、列。换热管的中心距经查表4-3可得：（mm）换热管外径d换热管中心距t分程隔板槽两侧相邻管的中心距2532444.5.3横过管束中心线的管数nc=4.6.壳体内径 采用多管程结构,取管板利用率,则壳体内径为 按卷制壳体的进级档可取4.7.折流板折流板间距系列为：100mm，150mm，200mm，300mm，450mm，600mm，800mm，1000mm。折流板厚度与壳体直径和折流板间距有关，见表4-4所列数据。表4-4. 折流板厚度/ mm壳体公称内径/mm相邻两折流板间距/mm30030045045060060075075020025035610104007005610101270010
24、00681012161000610121616支承板厚度一般不应小于表4-4(左)中所列数据。支承板允许不支承的最大间距可参考表4-5（右）所列数据。壳体直径/mm4004008009001200管子外径/mm19253857支承板厚度/mm6810最大间距/mm1500180025003400表4-5支承板厚度以及支承板允许不支承的最大间距经选择，我们采用弓形折流板，取弓形折流圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为：h=100mm取折流板间距B=0.7D，则：B=0.5400=200mm可取B=200mm因而查表可得：折流板厚度为5mm，支承板厚度为8mm，支承板允许不支承最大间距为
25、1800mm。折流板数NB折流板圆缺面水平装配。4.8.接管4.8.1.壳程流体进出口时接管取接管内植物油流速为u=0.1m/s则接管内径为：d=所以，取标准管的内径为50mm。4.8.2.管程流体进出口时的接管取接管内循环水流速u=1.5m/s，则接管内径：d=取标准管径为60mm。4.9.壁厚的确定、封头4.9.1.壁厚查GB151-99P21表8得圆筒厚度为：8 mm 查JB/T4737-95，椭圆形封头与圆筒厚度相等，即8mm4.9.2.椭圆形封头示意图如下：查表可得其尺寸数据，见下表4-6公称直径DN/mm曲面高度/mm直边高度/mm碳钢厚度/mm内表面积 A/容积 V/质量M/kg
26、400150258043740035327474.10.管板管板除了与管子和壳体等连接外，还是换热器中的一个重要的受压器件。4.10.1.管板结构尺寸 查（化工单元设备设计P25-27）得固定管板式换热器的管板的主要尺寸：公称直径Dbcd螺栓孔数400530490498545361023284.10.2.管板厚度考虑到腐蚀裕量，以及有足够的厚度能防止接头的松脱、泄露和引起振动等原因，建议最小厚度应大于20mm。表4-7. 管板的最小厚度换热器管子外径/mm25323857管板厚度/mm3/4222532换热管的外径为25mm，因而管板厚度取为3/4=18.75，取上述的最小厚度20mm。五.换
27、热器核算5.1热量核算5.1.1壳程对流传热系数对圆缺形的折流板，可采用克恩公式：计算壳程当量直径，由正三角形排列可得：=0.020m壳程流通截面积：So=0.018 壳程流体流速为： =0.097m/s雷诺准数为：Reo=普兰特准数为：Pro= Nu=0.36。物料被冷却，粘度校正取1， 将数值代入上式：Nu=64.01=440.39W/m25.1.2管程对流传热系数 管道流通面积：Si=0.7850.022=0.m2管程流体流速：ui=雷诺准数为Rei=普兰特准数为：Pri= =3681.74W/m25.1.3传热系数K根据冷热流体的性质及温度，在(GB151-99P140-141)选取污
28、垢热阻：污垢热阻：Rsi=0.00058m2/W Rso=0.00017 m2/W管壁的导热系数： =45 m2/W管壁厚度： b=0.0025内外平均厚度： dm=0.0225在下面的公式中，代入以上数据，可得 = =280.43W/m2所以，K的裕度为:h=7.34%5.1.4传热面积S由K计算传热面积=该换热器的实际传热面积为：Sp= =3.140.025（6-0.06）（76-11）=30.3m2则该换热器的面积裕度为：H=4.95%5.2.壁温核算由于换热管内侧污垢热阻较大，会使传热管内侧污垢热阻较大，会使传热管壁温升高，减低了传热管和壳体的壁温之差。但在操作初期，污垢热阻较小，壳体
29、和传热管间壁温差可能较大。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算传热管壁温。 式中液体的平均温度和为：（） （） W/m2W/m2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=90壳体壁温和传热管壁温之差为： 由于换热器壳程流体的温差不大，壳程压力不高，因此，选用固定管板式换热器较为适宜。5.3. 壳程和管程的压力降的计算因为壳程和管程都有压力降的要求，所以要对壳程和管程的压力降分别进行核算。5.3.1管程压力降管程压力降的计算公式为：Rei=18894.68（前面已求），为湍流。取绝对粗糙度查另外，式子中：壳程数Ns=1管程数Np=4代入公式中，有：=（
30、3019.36+862.67）14=15528.12Pa35kpa5.3.2壳程压力降由于壳程流体的流动状况比较地复杂，所以计算壳程流体压力降的表达式有很多，计算结果也相差很大。下面以埃索法计算壳程压力降：壳程压力降埃索法公式为：流体横过管束的压力降，Pa；流体通过折流挡板缺口的压力降，Pa；Fs壳程压力降的垢层校正系数，无因次，对于液体取1.15，对于气体取1.0；Ns壳程数；而=0.86，nc=11，NB=29,uo=0.097m/s。F管子排列方法对压力降的校正系数，对正三角形排列，F=0.5，对正方形斜转45o排列，F=0.4，正方形排列，F=0.3;fo壳程流体的摩擦系数，当Re50
31、0时，nc横过管束中心线的管子数，对正三角形排列NB折流挡板数代入数值得：=0.50.861130950=634.19Pa而，其中h=0.2m，d=0.4m，NB=29,D壳径，mh折流挡板间距，mdo换热器外径，muo按壳程流通截面积S计算的流速，而S=h（D-ncdo）=0.025 故代入数值得： =29（3.5-） =168.74Pa对于液体=1.15，于是我们有：=1.151（634.19+168.74）=923.37Pa35kpa经过以上的核算，管程压力降和壳程压力降都符合要求。六.设计结果汇总换热器主要结构尺寸和计算结果表参数冷却水植物油进、出口温度，20/40140/40压力，M
32、pa400300密度，kg/m3995.7950定压比热容，kJ/（kg）4.1742.261粘度，Pas0.0.热导率，W/m0.6180.172结构参数形式管板式换热器壳程数1壳体内径，mm400台数1管径，mm管心距，mm32管长，mm6000管数，根76管程数4材质碳钢主要计算结果热流量，KW376.83传热温差，43.23传热系数，W/(m2K)280.43传热面积，m231.08七.设计评述 在化工、石油、动力、制冷、食品等行业中广泛使用各种换热器,它们也是这些行业的通用设备,并占有十分重要的地位。随着换热器在工业生产中的地位和作用不同，换热器的类型也多种多样，不同类型的换热器也各
33、有优缺点，性能各异。列管式换热器是最典型的管壳式换热器，它在工业上的应用有着悠久的历史，而且至今仍在所有换热器中占据主导地位。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
34、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
35、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。进行换热的冷热两流体，按以下原则选择流道：不洁净和易结垢流体宜走管程，因管内清洗较方便；腐蚀性流体宜走管程，以免管束与壳体同时受腐蚀；压力高的流体宜走管程，以免壳体承受压力；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；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。 通过此次设计，了解了很多关于换热器的知识，如换热器的选型，换热器结构和尺寸的确定，以及计算换热器的传热面积和流体阻力等等。最最重要的是我深刻认知做设计计算时要非常小心
36、，因为一不留神就会出错，如果前面错了没发现，后面就全错。这是设计中的禁忌。设计内容很多，必须要付出努力才可以。为此，也要感谢老师及同学的互相帮助。八.工艺流程图 九.主要符号说明专心-专注-专业英文字母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，m；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努塞尔特准数；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；气化潜热，kJ/kg；R热阻，m2/W； 因数；e雷诺准数；S传热面积，m2；t冷流体温
37、度，；管心距，m；T热流体温度，；u流速，m/s；W质量流量，kg/s，V体积流量，m3/s。希腊字母对流传热系数，W/(m2)；有限差值；导热系数，W/(m)；粘度，PaS；密度，kg/m3；校正系数。下标c冷流体；h热流体；i管内；m平均；o管外；s污垢。十.参考资料1 王静康. 化工设计M. 北京：化学工业出版，19982 GB 151-1999管壳式换热器3 JB/T 4715-92 固定管板式换热器与基本参数4 兰州石油机械研究所. 换热器M. 北京：轻工出版社，5王志魁，刘丽英，刘伟.化工原理M.北京：化学工业出版社，20106 夏清，姚玉英,陈常贵,等. 化工原理M. 天津：天津大学出版社，20017 魏崇光，郑晓梅. 化工工程制图M. 北京：化学工业出版社,19988 化工原理课程设计，天津大学化工原理教研室，化工出版社 1997 第一版9化工设备计算， 聂清德，化工出版社，1991 第一版10 食品工程原理，冯骉，中国轻工业出版社，2007 第一版11 食品工厂机械与设备，许学勤，中国轻工业出版社，2008 第一版12 王志魁、刘丽英、刘伟编化工原理M,.北京：化学工业出版社；2010.513 柴诚敬等.化工原理课程设计M,.天津:天津科学技术出版社,2000