目录一设计任务书 (2)二设计计算 (2)2.1确定设计方案 (2)2.11 选择换热器类型 (2)2.12 管程安排 (2)2.2 确定物性数据 (2)2.3 估计传热面积 (3)2.31 热流量（忽略热损失） (3)2.32 冷却水的用量 (3)2.33 平均传热温差 (3)2.34 初算传热面积 (3)2.4 工艺结构尺寸 (4)2.41 管径和管内流速 (4)2.42 管程数和传热管数 (4)2.44 传热管排列和分程方法 (5)2.45 壳体直径 (5)2.46 折流板 (5)2.47 接管 (5)2.5 换热器核算 (6)2.51 传热面积校核 (6)2.52 换热器内压降的核算 (8)三设计结果汇总表及图 (9)一 设计任务书某生产过程中，需将6000kg/h 的原油从175℃冷却至130℃，压力为0.4MPa ；冷却介质采用循环水，循环冷却水的压力为0.3MPa ，循环水进口温度25℃，出口温度为55℃。

试设计一台列管式换热器，完成该生产任务。

二 设计计算2.1确定设计方案2.11 选择换热器类型 两流体的温度变化情况:原油进口温度175℃，出口温度130℃； 循环冷却水进口温度25℃，出口温度55℃。

考虑到换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，因此初步确定选用浮头式换热器。

2.12 管程安排由于循环冷却水较易结垢，若其流速太低，将会加速污垢增长速度，使换热器的热流量下降，故总体考虑，应使循环冷却水走管程，原油走壳程。

2.2 确定物性数据定性温度：对于一般气体和水等低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。

故 壳程原油的定性温度为：5.1522)130175(=+=T ℃ 管程循环冷却水的定性温度为：402)5525(=+=t ℃ 已知原油在定性温度下的有关物性数据如下： 密度 0ρ＝820kg/m 3 导热系数 0λ＝0.128W/m ℃ 定压比热容 0p C ＝2.20kJ/kg ℃ 粘度 0μ＝0.665mPa ﹒s 循环冷却水在40℃下的物性数据如下：密度 i ρ＝992.2kg/m 3 导热系数 0λ＝0.634W/m ℃ 定压比热容 0p C ＝4.1744KJ/kg ℃ 粘度 0μ＝0.656mPa ﹒s2.3 估计传热面积2.31 热流量 （忽略热损失）h kj t C m Q p /452.260000000⨯⨯==2.32 冷却水的用量h kg t C Q m p i /2.4773301744.459400000=⨯==2.33 平均传热温差 先按照纯逆流计算得：36.112105120ln )105120('=-=mt ℃ 2.34 初算传热面积由总传热系数的选择表可得：K 的取值范围为290 ~698)/(02C m W ，在K 的取值范围内，取K=320)/(02C m W 。

则估算的传热面积为：g S 206.436.112320165000m t K Q m =⨯==2.4 工艺结构尺寸2.41 管径和管内流速选用mm mm 5.225⨯φ较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速s m u i /5.0=2.42 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 92.99236005.002.0785.02.4743436002≈⨯⨯⨯⨯=⨯=ud m N i iis πρ按单程管计算所需的传热管长度为m u d S l i g 5.69025.014.36.40≈⨯⨯==π 按单程管设计，传热管较长，宜采用多管程结构，根据本设计实际情况，可取传热管管长L=1.5m ，则该换热器的管程数为：5≈=LlN 传热管总根数 4595=⨯=n 2.43 平均传热温差校正及壳程数 平均温差校正系数计算如下：5.125551301752.01503012211112=--=--===--=t t T T R t T t t P按单壳程温差校正系数应查有关图表，可得：98.0=t ϕ平均传热温差 11036.11298.0'=⨯==m t t t m ϕ℃由于平均传热温差校正系数大于0.8，故取单壳程合适。

2.44 传热管排列和分程方法采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。

取管心距025.1d P t = ；322525.1≈⨯=t P mm 隔板中心到离其最近一排管中心距离按式计算：mm P Z t 22623262=+=+=2.45 壳体直径采用多管程结构，壳体直径可按式估算，取管板利用率7.0=η，则壳体直径为mm nP D t2717.0453205.105.1=⨯⨯==η圆整可取mm D 273=。

此时5.5=DL 符合要求。

2.46 折流板 采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为mm h 25.6827325.0=⨯= 取h=100mm 。

取折流板间距D B3.0= 则：mm B 9.812733.0=⨯=可取B=150mm折流挡板数91=-=BLN B 2.47 接管壳程流体进出口接管：取接管内原油流速为s m u /0.11=，则接管内径为：m D 051.082036000.114.3600041=⨯⨯⨯⨯=圆整后可取管径为60mm 。

管程流体进出口接管：取接管内循环水流速s m u /5.02=，则接管内径为：mm D 0582.02.99236005.014.32.474342=⨯⨯⨯⨯=圆整后取管径为60mm 。

2.5 换热器核算2.51 传热面积校核（1）管程对流传热系数，按式计算： 4.08.0023.0r e iii P R d λα=管程流通截面积：002826.054502.042=⨯⨯=πi S 管程流体流速和雷诺数分别为：5.1421710656.02.99247.002.0/47.0002826.02.99236002.47433=⨯⨯⨯===⨯⨯=-i i i i e i u d R sm u μρ普兰特准数：αλμ（2）壳程对流传热系数，对于圆缺形折流板，可采用克恩公式：14.003155.000)()(36.0wre eP Rd μμλα= 当量直径由正三角形排列得：m d d P d t e 020.0025.014.3)025.04032.023(4)423(4220202=⨯⨯-⨯⨯=-=πππ 壳程流通截面积：200009.0)32251(150.0273.0)1(m P d BD S t =-⨯⨯=-= 壳程流体流速及其雷诺数分别为：43.11128.0665.02.22.5672/23.0009.0820360060000000000=⨯=====⨯⨯=λμμρp r e e C P u d R sm u粘度校正1)(14.00≈wμμ 2.602143.112.567202.0128.036.03155.00=⨯⨯⨯⨯=α（3）污垢热阻和管壁热阻si R （管壁内侧）=0.00035W C m o /2 0s R （管壁外径）=0.0003W C m o /2 已知管壁厚度b=0.0025m碳钢在该条件下的热导率为：)/(40C m W o =λ （4）总传热系数K)/(35711200000C m W R d bd d d R d d K o s m i si i i =++++=αλα（5）传热面积校核，依式可得所计算传热系数面积为：4110357165000=⨯==m T t K Q S 2m 该换热器的实际传热面积：5455.114.3025.00=⨯⨯⨯==Ln d S p π2m该换热器的面积裕度为：%25%100=⨯-=SS S H p传热面积裕度适合，该换热器能够完成生产任务。

2.52 换热器内压降的核算 （1）管程阻力t p s i F N N P P P )(21+=224.1152221i i i i it s p u P u d L P F N N ρζρλ=====由5.14217=e R ，传热管相对粗糙度01.0/=d e ，查莫狄图得C m W o i /042.0=λ。

流速：KPaPa P PaP Pa P m kg sm u i i i 1047184.15)329345(329247.02.992334522.99247.002.05.1042.0/2.992/47.022213<=⨯⨯+==⨯⨯==⨯⨯⨯===ρ管程流动阻力在允许范围内。

（2）壳程阻力F=0.5B N 为折流挡板数，B N =9 9451.11.1=⨯==n n c2)25.3(2)1(15.11)(200'22000'1'2'10u D B N P u N n Ff P F N N F P P PB B c s s ss ρρ-=+===+=∑PaP Pa P R f e 5.468223.0820)273.015.025.3(9683223.0820)19(97.05.07.02.56720.50.52'21')228.0()228.0(0=⨯⨯⨯-⨯==⨯⨯+⨯⨯⨯==⨯=⨯=-- 总阻力KPa Pa P 101324115.1)5.468683(9<=⨯⨯+⨯=∑ 壳程流体也比较适宜。

三 设计结果汇总表及图。