K = 850W/m 2 ⋅ °C
（5）估算换热面积
A
` p
=
Q K∆tm，逆
=
536 .3 × 10 3 850 ×16.5
= 38.2m 2
3.工艺尺寸计算
（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=1.0m/s。
-3-
（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
4.76 ×12.47 2 2
=7961.2Pa
流体流过折流板缺口的阻力
∆pi
=
N B (3.5 −
2B )
D
ρuo 2 2
, B=0.2m , D=0.6m
∆pi
= 14 × (3.5 −
2 × 0.2 4.76 ×12.472
)×
0.6
2
= 14680.3 Pa
总阻力 ∆ps = 7961.2+14680.3=22641.5Pa<30KPa 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。
管壳式(又称列管式) 换热器是最典型的间壁式换热器,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。 管壳式换热器主要有壳体、管 束、管板和封头等部分组成,壳体多呈圆形,内部装有平行管束,管束两端固定于管板上。 在管壳换热器内进行换热的两种流体,一种在管内流动,其行程称为管程；一种在管外流 动,其行程称为壳程。管束的壁面即为传热面。为提高管外流体给热系数,通常在壳体内 安装一定数量的横向折流档板。折流档板不仅可防止流体短路,增加流体速度,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。常用的档板有圆缺形和圆盘形两 种,前者应用更为广泛.。流体在管内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。为提高管内流体的速度,可在两端封头内设置适当隔板,将全部管子平均分隔 成若干组。这样,流体可每次只通过部分管子而往返管束多次,称为多管程。同样,为提高 管外流速,可在壳体内安装纵向档板使流体多次通过壳体空间,称多壳程。在管壳式换热 器内,由于管内外流体温度不同,壳体和管束的温度也不同。如两者温差很大, 换热器内部 将出现很大的热应力,可能使管子弯曲,断裂或从管板上松脱。因此,当管束和壳体温度差 超过 50℃时,应采取适当的温差补偿措施,消除或减小热应力。
ms2 = Q / cp2∆t =536.3/4.08× (40-30)=13.2kg/s
（3）计算有效平均温度差
逆流温差
∆tm,逆
=
(52 − 30)− (52 − 40) ln[(52 − 30)/(52 − 40)]
=
16.5οC
（4）选取经验传热系数 K 值 根据管程走循环水，壳程走正戊烷，总传热系数 K 现暂取：
×
4.7250.4
=
3820.7W
/ (m 2 .O
C)
（3）污垢热阻和管壁热阻
管外侧污垢热阻 Ro = 0.000172m2⋅O C / W
管内侧污垢热阻 Ri = 0.00021m2⋅O C / W
管壁热阻计算，碳钢在该条件下的热导率为 50.29w/(m·K)。所以
Rw
=
0.0025 50.29
管程流体流速
ui
=
13.2 / 994 0.0174
=
0.76m /
s
Rei = 0.02 × 0.76 × 994 /(0.725 ×10−3 ) = 20840
普朗特数
4.08 ×103 × 0.725 ×10−3
Pr =
= 4.725
0.626
-5-
αi
=
0.023 ×
0.626 0.02
× 20840 0.8
-4-
管程数 np …………………………4
管数 n………………………………222
管长 L………………………………3.0m
管子直径……………………………Φ25 × 2.5m m 管子排列方式………………………正三角形
4.面积核算
（1）壳程表面传热系数
α*
µ2 = α（o ρ 2gλ3
1
）3
−1
= 1.51Re 3
物性 温度
密度
粘度
比热容
导热系数
流体
℃
kg/m3
mPa·s kJ/(kg·℃) W/(m·℃)
正戊烷
52
596
0.18
2.34
0.157
循环水
35
994
0.725
4.08
0.626
2.估算传热面积
（1）计算热负荷
ms1 =4×107 /(300 × 24)=5555.6kg/h
Q = ms1r = 5555.6 × 347.5/3600 = 536.3kW （2）冷却水用量
(α * )3 /(ρ 2 gλ13
)
1
]3
= [ 0.000182
(0.21)3
1
]3
/(5962 × 9.81× 0.1573)
= 1558
（2）管内表面传热系数.， 有
αi
= 0.023 λi di
Re 0.8
Pr 0.4
管程流体流通截面积
Si
=
0.785 × 0.022
×
222 4
=
0.0174（m2）
Re = 4M = 4× 0.089 = 488.6 < 1800 （符合层流假设） µ 0.000725
6.压降校核 （1）计算管程压降
∑ Δpi = (Δp1 + Δp2 )Ft N p N s （ Ft 结垢校正系数， N p 管程数， Ns 壳程数）
取碳钢的管壁粗糙度为 0.1mm，则 ε / d = 0.005 ，而 Rei = 20840 ，于是
= 12.47m / s
-7-
Reo
=
deuo ρ气 µ气
=
0.02×12.47 × 4.76 0.00008
= 14839.3
fo = 5 ×14839.3−0.288 = 0.175
NTC = 1.1NT 0.5 = 1.1× 2220.5 = 16.39
N B = 14
∆po
= 0.5×0.175×16.39×(14+1)×
=
0.00005 m 2
⋅k
/
w
（4） 传热系数 K 依式 3-21 有
K=
1 ( do αidi
+
Ri d o di
+
Rw d o dm
+
Ro
+
1 αo
)
=
709.7W
/(m2⋅O C)
（5）传热面积裕度 可得所计算传热面积 Ap 为
Ap
=
Q K ∆tm
=
536.3 ×103 709.7 ×16.5
正戊烷立式管壳式冷凝器的设计
一.概述
换热器是将热流体的部分热 量 传 递 给冷流体的设备，又称热 交 换 器 。换热器是化 工,石油,动力,食品及其它许多工业部门的通用设备,在生产中占有重要地位.在化工生产 中换热器可作为加 热 器 、冷 却 器 、冷 凝 器 、蒸 发 器 和再 沸 器 等,应用更加广泛。换热器 种类很多,但根据冷、热流体热量交换的原理和方式基本上可分三大类即：间壁式、混合 式和蓄热式。在三类换热器中,间壁式换热器应用最多。
L 12 np= l = 3 = 4
传热管总根数
nt =43×4=172(根）
（3）平均传热温差校正及壳程数
平均温差校正系数有
R= 0 P= 40 − 30 = 0.45
52 − 30 单壳程，双管程结构，查得
ε ∆t = 1.0
平均传热温差 ∆tm = ε ∆t ∆tm塑 = 1.0 ×16.5 = 16.5 ℃ 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）壳体内径 采用多管程结构，壳体内径可按下式估算。取管板利用率η=0.7 ，则壳 体内径为
-2-
循环水的定性温度：
入口温度为 t1 = 30°C ，出口温度为 t2 = 40o C
循环水的定性温度为 tm = (30 + 40)/ 2 = 35οC
两流体的温差Tm − tm = 51.7 − 33.84 = 17.86οC < 50οC ，故选固定管板式换热器
两流体在定性温度下的物性数据如下
M
=
m1 Lns
, Re
=
4M µ
, ns
=
2.08Nt 0.495
ns = 2.08× 2220.495 = 30.165
α*
= 1.51× (4×
m1
×
1
)
1 −
3
= 1.51× (4× 5555.6 / 3600×
1
1 −
) 3 = 0.21
Lns µ
3×30.165 0.00018
α0
= [ µ12
核算壁温时，一般忽略管壁热阻，按以下近似计算公式计算
T −tw = t −tw ⇒
52 − tw
=
tw − 35
1 αo
+
Rso
1 αi
+
Rsi
1 + 0.000172 1 + 0.00021
1558
3820.7
tw = 41.3°C ，可以接受。
核算流型
-6-
冷凝负荷 M = ms = 5555.6/3600 = 0.089kg/m⋅ s b 3.14× 0.025× 222