管壳式换热器设计-课程设计.pdf

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1、精选 河南理工大学课程设计 管壳式换热器设计 学 院：机械与动力工程学院 专 业：热能与动力工程专业 班 级：11-02 班 学 号：姓 名：指导老师：小组成员：0 目录 第一章 设计任务书.1 第二章 管壳式换热器简介.2 第三章 设计方法及设计步骤.4 第四章 工艺计算.5 4.1 物性参数的确定.5 4.2 核算换热器传热面积.6 4.2.1 传热量及平均温差.6 4.2.2 估算传热面积.8 第五章 管壳式换热器结构计算.10 5.1 换热管计算及排布方式.10 5.2 壳体内径的估算.12 5.3 进出口连接管直径的计算.13 5.4 折流板.13 第六章 换热系数的计算.19 6.

2、1 管程换热系数.19 6.2 壳程换热系数.19 第七章 需用传热面积.22 第八章 流动阻力计算.24 8.1 管程阻力计算.24 8.2 壳程阻力计算.25 总结.27 1 第一章 设计任务书 煤油冷却的管壳式换热器设计：设计用冷却水将煤油由 140冷却冷却到40的管壳式换热器，其处理能力为10t/h，且允许压强降不大于 100kPa。设计任务及操作条件 1、设备形式：管壳式换热器 2、操作条件 （1）煤油：入口温度 140，出口温度 40 （2）冷却水介质：入口温度 26，出口温度 40 2 第二章 管壳式换热器简介 管壳式换热器是在石油化工行业中应用最广泛的换热器。纵然各种板式换热器

3、的竞争力不断上升，管壳式换热器依然在换热器市场中占主导地位。目前各国为提高这类换热器性能进行的研究主要是强化传热，提高对苛刻的工艺条件和各类腐蚀介质适应性材料的开发以及向着高温、高压、大型化方向发展所作的结构改进。强化传热的主要途径有提高传热系数、扩大传热面积和增大传热温差等方式，其中提高传热系数是强化传热的重点，主要是通过强化管程传热和壳程传热两个方面得以实现。目前，管壳式换热器强化传热方法主要有：采用改变传热元件本身的表面形状及表面处理方法，以获得粗糙的表面和扩展表面；用添加内物的方法以增加流体本身的绕流；将传热管表面制成多孔状，使气泡核心的数量大幅度增加，从而提高总传热系数并增加其抗污垢

4、能力；改变管束支撑形式以获得良好的流动分布，充分利用传热面积。管壳式热交换器（又称列管式热交换器）是在一个圆筒形壳体内设置许多平行管子（称这些平行的管子为管束），让两种流体分别从管内空间（或称管程）和管外空间（或称壳程）流过进行热量交换。在传热面比较大的管壳式热交换器中，管子根数很多，从而壳体直径比较大，以致它的壳程流通截面大。这是如果流体的容积流量比较小，使得流速很低，因而换热系数不高。为了提高流体的流速，可在管外空间装设与管束平行的纵向隔板或与管束垂直的折流板，使管外流体在壳体内曲折流动多次。因装置纵向隔板而使流体来回流动的次数，称为程数，所以装了纵向隔板，就使热交换器的管外空间成为多程。

5、而当装设折流板时，则不论流体往复交错流动多少次，其管外空间仍以单程对待。管壳式热交换器的主要优点是结构简单，造价较低，选材范围广，处理能力大，还能适应高温高压的要求。虽然它面临着各种新型热交换器的挑战，但由于它的高度可靠性和广泛的适应性，至今仍然居于优势地位。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。如果两流体温度相差较大，换热器内将产生很大的热应力，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，3 以消除或减少热应力。根据所采用的补偿措施，管壳式换热器可以分为以下几种：固定管板式换热器、浮头式换热器、U 形管式换热器、双重管式

6、换热器及填料函式换热器。4 第三章 设计方法及设计步骤 在设计换热器时，如果只作简单估算，或盲目加大传热面积的安全系数就会造成浪费。只有进行比较详细的计算，才能使投入运行的热交换器，在安全和经济方面得到可靠保证。换热器一般的设计方法及设计步骤如下：（1）根据设计任务搜集有关的原始资料，并选定热交换器类型等。（2）确定定性温度，并查取物性数据。（3）由热平衡计算热负荷及热流体或冷流体的流量。（4）选择壳体和管子的材料。（5）选定流动方式，确定流体的流动空间。（6）求出平均温差。（7）初选传热系数 K0，并初计算传热面积F。（8）设计换热器的结构包括：选取管径和管程流体流速；确定每程管数、管长、总

7、管数；确定管子排列方式、管间距、壳体内径和连接管直径等；确定壳侧程数及折流板的数目、间距、尺寸等壳程结构尺寸；初确定传热面积。（9）管程换热器计算及阻力计算。当换热系数远大于初选传热系数且压降小于允许压降时，才能进行下一步计算。（10）壳程换热计算。根据采用结构，假定壁温和计算换热系数。（11）校核传热系数和传热面积。根据管、壳程换热系数及污垢热阻、壁面热阻等，算出传热系数 K 及传热面积 F。（12）核算壁温。要求与假定的壁温相符。（13）计算壳程阻力，使之小于允许压降。5 第四章 工艺计算 在换热器设计中，根据所选换热器类型和所给已知条件，计算出煤油的流速和水的流速等，然后计算出传热面积。

8、工艺设计中包括了物性数据的确定、传热量及平均温差、初选传热系数、估算传热面积其具体运算如下所述。4.1 物性参数的确定 表 3-1 水和煤油的操作参数 冷却水 煤油 进口温度（）出口温度（）进口温度（）出口温度（)26 40 180 40 定性温度：对于一般气体和水等低黏度流体，其定性温度可以取流体进出口温度的平均值。煤油的定性温度为：1111804011022mCttt （1）水的定性温度：22126403322mCttt （2）由定性温度条件下查物性表得出水与煤油的物性参数，如比热、密度、黏度导热系数。所查结果见表 2-2：表 3-2 水与煤油的物性参数 名称 定性温度 C 比热 kJ k

9、g k 密度 3kg m 黏度 Mpa s 导热系数 W m k 水 33 4.174 994.7 0.0007422 0.6623 煤油 110 2.432 758.32 0.0005125 0.1026 6 4.2 核算换热器传热面积 选择热水走壳程，冷水走管程。这是因为：被冷却的流体走壳程可便于散热，而传热系数大的流体应走管程，这样可降低管壁的温差，减少热应力。由煤油的每小时产量(一天 24 小时连续运行）可以计算出煤油流量：1100002.777783600MMkg st （3）式中 M 表示煤油的年产量；M1表示煤油流量；t 表示时间。煤油的普朗特常数：11110.00051522.

10、43512.16310.01026prcP （4）式中 Pr1表示煤油的普朗特常数；1表示煤油的黏度；cp1表示煤油的比热；1表示煤油的导热系数。水的普朗特常数：22220.0007422401764.677550.6623prcP （5）式中 Pr2 表示煤油的普朗特常数；2 表示煤油的黏度；cp2 表示煤油的比热；2表示煤油的导热系数。4.2.1 传热量及平均温差 一般情况下，工程上常用热损失系数c 来估算损失的热量。c 通常取0.020.03。L 取用 0.98。由上面的计算结果和已知条件代入下式可以得出煤油的传热量：11112.777782.435180400.98928.004pLQ

11、M ckWtt （6）式中 Q 表示传热量；M1表示煤油流量；L热负荷修正系数。由以上的计算结果及已知条件，可以计算出冷却水量：7 2222928.00415.88074.1764026pQMkg sctt （7）式中 M2代表冷却水量；cp2代表水的比热；计算两种流体的平均传热温差时按单壳程，两管程计算。按逆流设计换热器：煤油 180 40 水 40 26 从而，maxmin11221,max12min21m cttttttttttInInttt 18040402618040402654.7211InC (8)温差修正系数 取决于两个无量纲参数 P 及 R：221240260.0909091

12、18026ttPtt （9）112218040104026ttRtt （10）式（9）中，参数 R 具有两种流体热容量之比的物理意义。式（10）中参数 P 的分母表示换热器中水理论上所能达到的最大升温，因而 P 的值代表该换热器中水的实际升温与理论上所能达到的最大升温之比。所以，R 的值可以大于 1 或小于1，但 P 的值比小于 1。8 2221111211211PInRPRRPRRInPRR 2221 0.09090911011 0.0909091 1010 120.09090911 1010120.09090911 10101InIn （11）0.829935 式中 表示温度修正系数。1,

13、0.82993554.721104504149mm ctt （12）式中 t1m,c表示有效平均温差。4.2.2 估算传热面积 根据题意，初选传热系数，传热系数的选择依据经验数值表 3-3 表 3-3 传热系数的选择依据经验数值表 热交换器型式 热交换流体 传热系数 2,()K WmC 备注 内侧 外侧 管壳式（光管)气 气 高压气 气 高压气 清水 清水 高粘度液体 高温液体 气 高压气 气 清水 清水 清水 水蒸气冷凝 清水 气体 1035 170160 170450 2070 200700 10002000 20004000 100300 30 常压 2030Mpa 2030Mpa 常压

14、 2030Mpa 液体层流 9 根据表 3-3 初选传热系数 K0=240W/(m2.)由以上的计算结果及已知条件可以估算出传热面积：20928.00 100085.141224045.4149mQFmKt （13）式中F表示估算的传热面积；K0表示初选传热系数；tm表示有效平均温差；Q表示传热量。由于 85.1412 面积过大，所以需要两台换热器，才能符合工业设计要求。实际的传热面积要考虑一定的裕度，此换热器考虑的裕度为 10%。则一台换热器面积为 51。低粘度液体 清水 200450 液体层流 1 0 第五章 管壳式换热器结构计算 5.1 换热管计算及排布方式 管子构成换热器的传热面，它的

15、材料应根据工作压力、温度和流体腐蚀性、流体对材料的脆化作用及毒性等决定，可选用碳钢、合金钢、铜、石墨等。小直径的管子可以承受更大的压力，而且管壁较薄；同时，对于相同的壳径，可排列较多的管子，因此单位体积的传热面积更大，单位传热面的金属秏量更少。所哟，在管程结垢不很严重以及允许压力降较高的情况下，采用较小直径的管子。如果管程走的是易结垢的流体，则应选用较大直径管子。表 4-1 换热管的规格及排列方式 /mm 换热管外径壁厚 排列形式 管心距 碳素钢，低合金钢 不锈耐酸钢 252.5 252 正三角形 32 192 192 25 在此，选用 252.5 的碳钢管，采用无缝焊接工艺。管程内水流速可以

16、在表 4-2 选用：表 4-2 热交换器内常用流速范围 m/s 流体 流体 管程 壳程 循环水 新鲜水 低粘度油 1.02.0 0.81.5 0.81.8 0.51.5 0.51.5 0.41.0 1 1 高粘度油 气体 0.51.5 530 0.30.8 215 管程内水的流速选用 2=1m/s。由以上计算结果可以算出管程所需流通截面:222215.88070.01596996.2 1tMAm (14)式中 At表示管程流通面积；M2表示冷却水量；2表示水的密度；2表示管程内水流速。根据传热管的内径和管程所需流通截面积，可以单程管数：2244 0.0159650.8192513.141590

17、.02tiAnd （15)式中 At表示管程所需流通面积；di表示传热管的内径。管子在管板上的排列方式最常见的如图 4.1（a）、（b）、（c）、（d）所示四种，即正三角形排列（排列角为 30 度）、转角三角形（排列角为 60 度）、转角正方形排列（排列角为 45 度）、正方形排列（排列角为 90 度）。当管程为多程时，则需要采取组合排列。设计的换热器的管程为 2，则应采取组合排列法，即每程均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。（a）（b）（c）（d）图 4.1 管子的排列方式 根据表 4-1 选取正三角形排列为管子的排列方式。表 4-3 换热管中心距 换热管外径 19 20 22 25

18、30 32 35 1 2 s 25 26 28 32 38 40 44 El 38 40 42 44 50 52 56 选取管中心距 s=32，分程隔板槽两侧相邻管中心距 LE=44。由管中心距可以计算出平行于流向的管距以及垂直于流向的管距。平行于流向的管距：3cos303227.7132pssmm （16）垂直于流向的管距：1sin3032162pssmm （17）由管子布置图可知每程管子数为 57 根；由管子布置图可以计算出管束中心至最外层管中心距为 0.161m。管束外缘直径：0.161 22 0.01250.347LDm （18）传热管的总根数：51 2104ttnnZ （19）因换热

19、器是按单壳程，两管程设计的，所以按两管程计算，所需传热管的长度是：085.14125.8877551 20.025tFlmnZ d （20）式中 d0表示管内径，d0=0.025m；Zt=2 表示两管程。按标准管长 6m。5.2 壳体内径的估算 壳体内径可以用下述公式粗估：(1)2sDbsb （21）0(11.5)bd （22）1.1tbn （23）1 3 当管子按正三角形排列时，可以按上述公式计算：0(1.11)2 1.5stDnsd 1.1(1041)0.0321.5 0.0250.4508m （24）式中 Ds表示壳体内径；nt表示传热管根数；s 表示管中心距；d0传热管外径。计算得到的

20、内径应圆整到标准尺寸，按照钢制压力容器标准可确定：壳体内径=0.5m。目前所采用的换热管长度与壳体直径比，一般在 425 之间：12=120.5slD长径比 （25）式中l表示传热管长度；Ds 表示壳体内径。所以换热器的壳体内径和管子长度符合设计要求。5.3 进出口连接管直径的计算 确定连接管直径的基本公式仍可用连续性方程，经简化可以用以下公式：2215.88071.131.13142.78996.2 1MDmm （26）将（26）式结果圆整到最接近的标准管径，取 1505。5.4 折流板 流动外，还有支撑管束、防止管束振动和弯曲的作用。它的装设不如纵向隔板那样困难，而且装设后可使流体横向流过

21、管束，故此获得普遍应用。折流板的常用形式有：弓形折流板、盘环形折流板两种，弓形折流板有单弓形、双弓形和三弓形三种。在弓形折流板中，流体流动中的死角较小，结构也简单，因而用的最多。而盘环形结构比较复杂，不便清洗，一般在压力较高和物料比较清洗场合。1 4 在此，换热器设计中，折流板形式选弓形。弓形折流板的缺口和板间距的大小是影响传热效果和压降的两个重要因素。弓形折流板缺口高度应使流体通过缺口时与横过管束时的流速接近，缺口大小是按切去的弓形弦高占壳体内径百分数确定的。缺口弦高一般为壳体内径的 20%45%。为了防振并能够承受拆换管子时的扭拉作用，折流板须有一定厚度，该值在GB-1999 中具体规定见

22、表 4-4 表 4-4 折流板和支持板的最小厚度 公称直径 ND 换热管无支撑跨距 300 300600 600900 折流板或支撑板最小厚度 400 400700 3 4 4 5 5 6 折流板厚度取 6。折流板的材料应比管子软，较硬会磨损管子，导致管子破裂。若材料过软，则使管子磨损折流板，将相邻管子间部分磨损，形成穿有数根管子的大孔，使这些管子失去了这一位置的折流板支撑，引起自振频率降低，从而使管子易振进而损坏。故此，材料取用 14Cr1MoR。折流板缺口弦高度：0.250.250.50.125shDm （27）由折流板缺口弦高度和壳体内径可以计算出折流板的圆心角：折六班圆心角=120度。

23、1 5 表 4-5 折流板间距 /mm 公称直径 管长 折流板间距 500 3000 100 200 300 450 600 45006000 600800 15006000 150 200 300 450 600 0.25slm折流板间距取：。折流板数目：611230.25bslNl 块 （28）式中 Nb表示折流板数目。折流板上的管孔数为 112 个，由国家标准可知，折流板上管孔直径 dH=0.0254m，折流板直径 Db=0.4955m。由管子排布图可知：通过折流板上的管子数为 99 根，这流管缺口处管子数为 18 根。弓形折流板的缺口高度应保证流体在缺口处的流通截面积与流体在两折流板间

24、错流的流通面积接近，以免因流动速度变化引起压降。当选好壳程流体流速后，就可以确定保证流速所需的流通截面积。由上面的计算出的已知结果可以由下面的方程式求得折流板的缺口面积：2121)sin422swgsDhAD（220.5122 0.125(1sin4230.530.03361m （29）式中 Awg表示折流板缺口面积；Ds表示壳体外径；表示折流板圆心角。错流区内管数占总管数的百分数：22212()sinarccos()2arccos()ssscLLLDhDhDhFDDD 1 6 10.52 0.1250.52 0.1250.52 0.1252()sinarccos()2arccos()0.34

25、70.3470.347 0.764553 （30）式中 Fc表示错流区内管数占总管数的百分比；Ds表示壳体外径；DL表示壳体内径；h 表示缺口弦高度。缺口处管子所占面积：2200.0211041 0.7645530.0068189188wttcdAnF （31）式中 d0表示传热管外径；nt表示传热管的总管子根数；Fc表示错流区内管数占总管数的百分数。流体在缺口处流通面积：20.03120.006818910.024389bwgwtAAAm （32）式中 Ab表示流体在缺口处流通面积；Awg表示折流板缺口面积；Awt表示缺口处管子所占面积。流体在两折流板间错流流通截面积：00LcssLDdAl

26、 DDsds 20.3470.0250.2 0.50.3470.0320.025 0.0320.043567m (33)式中 Ac表示两折流板间错流流通截面积；Ds表示壳体内径；DL表示管束外圆直径；d0表示传热管外径；s 表示管中心距。壳程流通截面积：20.0243890.0435670.032597sbcAA Am （34）式中 As表示壳程流通面积；Ab表示流体在缺口处流通面积；Ac表示流体在两折流板间错流流通面积。壳程接管直径：1 7 144 0.0325970.203726sADm （35）式中 D1表示壳程接管直径；As表示壳程流通面积。将（37）式结果圆整到最接近的标准管径，取

27、2036。由管子布置图，可以知道错流区一排管束：Nc=12 根。每一缺口内的有效错流管排数：0.1250.80.83.6080.0277cwphNs （36）式中 Ncw表示每一缺口内的有效错流管排数；h 表示缺口弦高度；sp表示平行于流向的管距。在管壳式换热器设计中，可使旁通流道数为 1，取旁通挡板数为 3 对。错流面积中旁流面积所占分数：1()/2bpsLE EscFDDN llA (0.50.3470.5 1 0.044)0.2/0.0435670.722 （37）式中 Fbp表示错流面积中旁流面积所占分数；Ds表示壳体内径；DL表示管束外圆直径；NE表示旁流通道数；Ac表示流体在两折流

28、板间错流流通截面积。一块折流板上管子和管孔间泄面积：00112tbHctAdddF n 20.0250.02540.0250.21 0.7645531140.0031598m （38）式中 Atb表示一块折流板上管子和管孔间泄面积；d0表示传热管外径；dH表示折流板管孔直径；Fc表示错流区内管数占总管数的百分数；nt表示传热管总根数。折流板外缘与壳体内壁间泄面积：1 8 2arccos 12ssbsbsDDDhAD 20.50.50.49552 0.1127arccos 120.50.0024212m （39）式中 Asb表示折流板外缘与壳体内壁间泄面积；Ds表示壳体外径；Db表示折流板直径；

29、h 表示缺口弦高度。1 9 第六章 换热系数的计算 6.1 管程换热系数 管程的雷诺数：22221 996.2 0.02Re26804.090.0007422id （40）式中 Re2表示管程的雷诺数；2表示管程内水流速；2表示水的密度；2表示水的黏度；di表示传热管的内径。管程换热系数：0.80.422220.023RePrid 0.80.420.66230.023 26804.094.677550.024924.03()WmC （41）式中 2表示管程换热系数；2表示水的导热系数；di表示传热管内径；Re2表示管程的雷诺数；Pr2表示水的普朗特数。6.2 壳程换热系数 壳程雷诺数：1011

30、2.77778 0.0254R31110.13590.00051520.043567ecM dA （42）式中 Re1表示壳程雷诺数；M1表示煤油流量；d0表示传热管的外径；Ac表示流体在两折流板间错流流通截面积。假定壳程流体全部错流流过管束，在此理想管束中纯错流时的柯尔本传热因子，可由热交换器原理与设计图 2.28 查出：理想管束传热因子 js=0.007。折流板缺口校正因子 jc可由热交换器原理与设计图 2.29 查出：折流板 2 0 缺口校正因子 jc=10.25。0.00242120.43720.00242120.003159799sbsbtbAAA (43)0.00242120.00

31、3159790.15460.043567sbtbcAAA (44)式中 Asb表示折流板外缘与壳体内壁间泄面积；Atb表示一块折流板上管子与管孔间泄面积；Ac表示流体在两折流板之间错流流通面积。折流板泄露影响的校正因子是等式（43）和（44）的函数，可由热交换器原理与设计图 2.30 查取折流板泄露影响的校正因子 jl=0.87。管束旁通影响的校正因子 jb，它是 Fbp和 Nss/Nc（Nss为每一错流区内旁路挡板对数，Nc为错流区内管排数）的函数，可由可由热交换器原理与设计图2.31 查取 jb=0.94。壳程传热因子：00.0070.940.87 1.10.006297sblcjj j

32、j j （45）式中 j0表示壳程传热因子；jb表示管束旁通影响的校正因子；jl折流板泄露影响的校正因子；jc表示折流板缺口校正因子；js表示理想管束传热因子。壳程质量流速：212.7777885.214680.032597ssMGkgm sA （46）式中 Gs表示壳程质量流速；M1表示煤油流量；As表示壳程流通截面积。假定壳侧壁面温度 tw=55。壁温下的煤油黏度 w1，查物性表 w1=0.001203 Kg/(s)。壳侧换热系数：2 30.14101sprwj G c P 2 1 0.142 320.00629785.214682.435 12.16310.0005125 0.00077

33、9231.3831 W mC（47）式中 1表示壳侧换热系数；j0表示壳程传热因子；Gs表示壳程质量流速；cp表示定性温度下的煤油比热；Pr表示定性温度下的煤油普朗特常数；表示定性温度下的煤油黏度；w1表示定性壁温下煤油的黏度。2 2 第七章 需用传热面积 表 6-1 水的污垢热阻经验数据 m2*/W 水的种类 加热流体温度115 加热流体温度 116205 水温52 水温53 水速1m/s 水速1m/s 水速1m/s 水速1m/s 干净的软水 自来水 井水 0.00017 0.00017 0.00017 0.00017 0.00017 0.00017 0.00034 0.00034 0.00

34、034 0.00034 0.00034 0.00034 表 6-2 煤油油品及溶液的污垢热阻经验数据 /W 种类 污垢热阻 粗煤油 成品煤油 0.00043 0.000170.00026 换热器设计中使用的冷却水为自来水。由表 6-1 可知冷却水的污垢热阻rs2=0.00017/W。由表 6-2，可选成品煤油的污垢热阻 rs1=0.00025/W。校正传热系数：100121211ssiiddKrrdd 210.02510.0250.000250.00034231.383110.024924.030.02190.451WmC （48）式中 K 表示校正传热系数；1表示壳侧换热系数；rs1表示成品

35、煤油污垢热阻；rs2表示冷却水污垢热阻；d0表示传热管外径；di表示传热管内径。由以上计算结果，可以计算出传热面积：2 3 2928.00107.2921190.451 45.4149mQFmK t （49）式中 Q 表示传热量；K 表示校正传热系数；tm表示有效平均温差。107.4424=1.0014166.8752FF传热面积之比 （50）由等式（50）可知换热器设计面积符合设计要求。检验壳侧壁温：11111wmsmttKrt 1110 190.4510.0001745.4149136.654470.4567 C （51）式中 tw1表示检验壳侧壁温；tm1表示煤油定性温度；K 表示校正传

36、热系数；1表示壳侧换热系数；rs1表示成品煤油污垢热阻；tm表示有效平均温差。2 4 第八章 流动阻力计算 换热器内流动阻力引起的压降，是衡量运行经济效益的一个重要指标。如果压降大，消耗的功率多，就需要配备功率较大的动力设备来补偿因压力降低所消耗的能量。由流体力学可知，产生流动阻力的原因与影响因素可归纳为：流体具有黏性，流动时存在着内摩擦，是产生流动阻力的根源；固定的管壁或其他形状的固体壁面，促使流动的流体内部发生相对运动，为流动阻力的产生提供了条件。所以流动阻力的大小与流体本身的物理性质、流动状况及壁面的形状等因素有关。换热器中的流动阻力可分为两部分，即流体与壁面间的摩擦阻力；流体在流动过程

37、中，由于方向改变或速度突然改变所产生的局部阻力。管壳式换热器的管程阻力和壳程阻力必须分别计算，由于阻力单位可表示为压力的单位，故一般用压降P 表示。管壳式换热器允许的压降如表2-10 所示。表 7-1 管壳式换热器允许的压降范围 换热器的操作压力（Pa）允许的压降（Pa）P105（表压）P5104 8.1 管程阻力计算 管壳式换热器管程阻力包括沿程阻力、回弯阻力和进出口连接阻力等三部分组成，因而 tirNPPPP （52）式中 Pt表示管程总阻力；Pi表示沿程阻力；Pr表示回弯阻力；PN表示进出 2 5 口连接管阻力。沿程阻力：20.14222242iiwiLPfd 20.1412996.2

38、14 0.00650.0007422 0.00065330.02211431.96323Pa (53)式中 fi表示管内摩擦因子；L 表示管程总长；di表示传热管内径；2表示水的密度；2表示管程内水流速度；2表示冷却水黏度；w2表示壁温下的水黏度。回弯阻力：2222996.2 1441143978.822rtPZPa （54）式中 2表示水的密度；2表示管程内水流速度；Zt表示传热管的总根数。进出口连接管阻力：2222996.2 11.51.5747.1522NPPa （55）式中 2表示水的密度；2表示管程内水流速度。管程总阻力：11431.963233978.8747.1516156.79

39、NPPa （56）8.2 壳程阻力计算 对于相同的雷诺数，壳程摩擦系数大于管程摩擦系数，因为流过管束的流动有加速、方向变化等。但壳程的压降不一定大，因压降与流速、水力直径、折流板数、流体密度等有关，因此在相同的雷诺数时壳程压降有可能壁管程低。查热交换器原理与设计图 2.36 可知理想管束摩擦系数。理想管束错流段阻力：20.141112142cbkkwcM NPfA 2 6 20.1422.7777854 0.130.0005125 0.0007792 0.04656775811.8232Pa （57）式中 Pbk表示理想管束错流段阻力；fk表示理想管束摩擦系数；M1表示煤油质量流量；Nc表示错

40、流区排管数；Ac表示流体在两折流板间错流流通截面积；1表示煤油的定性密度；1表示煤油的定性黏度；w1表示壁温下的煤油黏度。理想管束缺口处阻力：21120.6wkcwbcMPNA A 22.7777820.6 3.25360.0243890.046567756.3212.4486Pa (58)式中 Pwk表示理想管束缺口阻力；M1表示煤油质量流量；Ac表示流体在两折流板间错流流通截面积；Ab表示流体在缺口处流通面积；1表示煤油的定性密度；Ncw表示每一缺口内的有效错流管排数。上述两项阻力应对折流板泄露造成的影响和旁路所造成的影响以及进出口段折流板间距不同造成的影响分别予以校正，其中：折流板泄露对

41、阻力影响的校正系数R1可由热交换器原理与设计图2.37查得，R1=0.53。旁路校正系数 Rb可由热交换器原理与设计图 2.38 查得，Rb=0.63。进出口段折流板间距不同对阻力影响的校正系数 Rs，由于在此换热器设计中折流板的间距相同，所以无需校正。壳程总阻力：1121cwsbbkbbwkbkbscNPNP RNPRP RRN 2 7 3.2523 111.820.6323 12.4490.532 11.820.63 118 238.59909 Pa （59）式中 Ps表示壳程总阻力；Nb表示折流板数目；Pwk表示理想管束缺口阻力；Pbk表示理想管束错流段阻力；R1表示折流板泄露对阻力影响

42、的校正系数；Rb表示旁路校正系数；Ncw表示每一缺口内的有效错流管排数；Nc表示错流区排管数。由已知条件允许压降不大于 100KPa，从表 7-1 可知设计的管壳式换热器在允许的压降范围。总结 这次课程设计对培养我们的实际工程能力具有重要意义。通过课程设计，我 2 8 们把先修课程中所获得的理论知识在实际的设计工作中综合地加以动用，使这些知识得到巩固和发展，并使理论知识和生产实践密切地结合起来。这次设计，初步培养了我们对压力容器设计的工作能力；树立正确的设计的思想；掌握一些容器设计有基本方法和步骤，为以后进行设计工作打下了良好的基础。另外还使我们能训练地应用有关参考资料、计算图表、手册；熟悉有

43、关的国家标准，为成为一个工程技术人员在培养基本技能。其次，我从这次设计中得到了以下经验：一、在设计前进行相关知识的系统 学习，包括过程设备的结构特点以及 AUTOCAD 软件的熟悉；设计时对此设计内容进行学习。二、学习相关基础知识。借鉴以前的实例，对别人的设计多问几个为什么。向指导老师以及工厂的工程师咨询，与同学讨论。三、计算公式必须符合规范的要求，在多种公式中选择更安全、更合理的公式；其次，计算的步骤可以参照以往的计算书或者其它资料，计算的每一步结果都要确保正确；最后，要认真地对计算书进行检查校正。通过这次设计，使我的各方面的能力得到提高和增强，不仅计算机能力得到提高，还有增强了我的独立思考和创新能力。但是由于水平的有限，在设计过程中一定存在许多疏漏和不够合理之处，恳请老师批评指正。