蜗牛也是牛53258011
范文一：列管式换热器计算
列管式换热器计算
水蒸气温度150℃，换热器面积32m 2，重油流量3.5T/h（0.97kg/s），重油进口温度为20℃，初选20#无缝钢管规格为15×1，2管程，每管程94根管，在垂直列上管子数平均为n =16根。
1. 蒸汽侧冷凝换热表面换热系数h 1
（1）定性温度t m 1=t s +t w t +t ，假定壁面温度t w =149. 5℃，则t m 1=s w =148.8℃ 22
由t m 1查水的物性参数，得
K) ，μ1=2.01×10-4N·s/m2，ρ1=920kg/m3，r =2113.1×103J/kg。 λ1=0.685W/(m·
（2）定型尺寸：水平管束取nd ，n = 16，d =0.017m
（3）表面换热系数h 1计算式
ρ12λ13gr 49202?0. 6853?9. 81?2113. 1?1034K) h 1=0. 725[]=0. 725[]=15451 W/(m2·-4nd 1μ(t s -t w ) 16?0. 017?2. 01?10?(150-149. 5)
2. 重油侧表面换热系数h 2
（1）由重油的定性温度查重油的物性参数，得
K) ，ν2=2.0×10-6m 2/s，ρ2=900kg/m3，c 2=1.88×10-3 J/(kg·K) ，Pr =19.34。 λ2=0.175W/(m·
（2）流速u
M 0. 97u =2==0. 065m/s ρ2f 900??0. 0152?944
（3）雷诺数和努谢尔特数分别为
R e =ud 20. 065?0. 015==487. 5 -6ν22. 0?1011
f =(1. 82ln Re d -1. 64) -2=(1. 82ln 487. 5-1. 64) -2=0.011
N ud =(f /8) Re d Pr (0. 011/8) ?487. 5?19. 34==9. 52 1. 07+1. 27(f /8) 0. 5(Pr0. 667-1) 1. 07+1. 27(0. 011/8) 0. 5(19. 340. 667-1)
（4）表面换热系数h 2为
h 2=N ud λ20. 175K) =9. 52?=111. 1W/(m2·d 20. 015
3. 传热系数K
忽略管壁热阻，又因管壁很薄可按平壁计算传热系数 K =1
11+h 1h 2=111+15451111. 1=109.9W/(m2·K)
4. 平均温差法（LMTD 法）计算重油出口温度
' ' ' ' 预先设定t 2，试算后再校核，现设定t 2=120℃，则
Δt ' -Δt ' ' (150-20) -(150-120) Δt m ===68.2℃ ' Δt ln ln ' ' 150-120Δt
105W Φ=KA Δt m =109. 9?27. 2?68. 2=2.04×
' ' ' t 2=(M 2c 2) +t 2=2. 04?105(0. 97?1. 88?103) +20=132℃ 设定值与校核值不一致。
' ' 再设t 2=125℃，则
Δt ' -Δt ' ' (150-20) -(150-125) Δt m ===63.7℃ Δt ln ln ' ' 150-125Δt
105 W Φ=KA Δt m =109. 9?27. 2?63. 7=1.9×
' ' ' t 2=M 2c 2) +t 2=1. 9?105(0. 97?1. 88?103) +20=124.2℃ 设定值与校核值一致。
因此，重油出口温度可以达到125℃。
5. 换热量校核
由传热公式q =K Δt m =109. 9?63. 7=7.0×103 W/m2 由蒸汽侧换热q 1=h 1(t s -t w ) =15451103 W/m2 ?(150-149. 5) =7.73× 设计壁温合理，达到计算要求。
6. 换热面积及管长
Φ1. 9?105
A ===27.14 K Δt m 109. 9?63. 7
按平壁计算，管面积应为按平均直径d m =(d 1+d 2) /2计算的面积，因总管数N =188， l =A 27. 14==2.87m πd m N 3. 14?0. 016?188
范文二：列管式换热器计算表
管程流体
进口温度t1 ℃
出口温度t2 ℃
定性温度℃
流量W1 kg/h
比热CP1 KJ/(kg·K)
黏度Pa·s
导热系数W/(m·K)
密度kg/m3
热负荷KW
按逆流计算的传热温差ΔT ℃
计算温度校正系数
P
R
查图求得温度校正系数Φ
实际的传热温差ΔT ℃
2初选总传热系数K W/(m·℃）
换热面积 m2
参照换热面积选取列管换热器结构参数
壳体直径 mm
列管数（根）
列管外径 mm
列管内径 mm
列管长度 mm
管间距 mm
折流板间距 mm
列管材质及导热系数 W/(m·K)
设计的换热面积 m2
结垢校正因子，对DN25管子取为1.4，对DN19管子取为1.5
管程数
串联的壳程数
管子排列方式对压降的校正因子，正三角形为0.5，正方形斜转45度为0.4，正方形为0.3管程流体被加热取0.4，被冷却取0.3
壳程流体被加热取0.4，被冷却取0.3
2管壁内侧表面污垢热阻（m·℃）/K
管壁外侧表面污垢热阻（m2·℃）/K
换热管壁厚 mm
换热管平均直径 mm
采用此传热面积下的总传热系数 W/(m2·℃）
冷却水
28
38
33
244341
4.174壳程流体蒸汽凝液进口温度T1 ℃180出口温度T2 ℃60定性温度℃120流量W2 kg/h20000比热CP2 KJ/(kg·K)4.25
0.0008黏度Pa·s
0.6176导热系数W/(m·K)
995.7密度kg/m3
2832.99815热负荷KW
73.82098716
0.065789474
12
0.9
66.43888844
1000
42.64570645
600
245
25
20
3000
32
150
45
55.8
1.4
1
1
0.5
0.4
0.3
0.0002
0.0002
2.5
22.5
764.25997220.000240.685943.12833.333333
（1）核算压力降
①管程压强降
管程流通面积 m2
管程流速 m/s
Re
取管壁粗糙度 mm
相对粗糙度
查图求得摩擦系数
直管中压力降 Pa
回弯管压力降 Pa
壳程总压力降 Pa0.076930.88607322056.580.10.0050.0321876.1991172.6254268.353②壳程压强降
管子正三角形排列时，横过管束中心线的管子数17.21772折流板数19
0.025434壳程流通面积 m2
壳程流速 m/s0.231613Re 22753.57壳程流体摩擦系数0.507648流体横过管束的压力降 Pa2211.017流体流过折流板缺口的压强降 Pa1441.878壳程总压力降 Pa3652.896
（2)核算总传热系数
①管程对流传热系数
查表得 Pr
Nu
2管程对流传热系数 W/(m·℃)
②壳程对流传热系数
查表得 Pr
Nu
壳程对流传热系数 W/(m2·℃)
③总传热系数
2总传热系数k W/(m·℃）
此换热器安全系数 %5.4134.7464160.9561.4378.337242146.44782.45562.380818
范文三：列管换热器设计
分类号 单位代码
密 级 学 号
学生毕业设计（论文）
题 目
作 者 院 (系) 专 业 指导教师 答辩日期
列管式换热器的设计 年 月 日
榆 林 学 院
毕业设计（论文）诚信责任书
本人郑重声明：所呈交的毕业设计（论文），是本人在导师的指导下独立进行研究所取得的成果。毕业设计（论文）中凡引用他人已经发表或未发表的成果、数据、观点等，均已明确注明出处。尽我所知，除文中已经注明引用的内容外，本论文不包含任何其他个人或集体已经公开发表或撰写过的研究成果。对本文的研究做出重要贡献的个人和集体，均已在文中以明确方式标明。
本人毕业设计（论文）与资料若有不实，愿意承担一切相关的法律责任。
论文作者签名: 年 月 日
摘 要
换热器是化工、石油、制冷、食品、动力等其他许多工业部门中广泛使用的热量交换设备。伴随着化学工业的迅速发展及能源价格的提高，换热器的投资比例将进一步大。因其具有结构牢固，适用性大，材料范围广等优点，在所有换热设备中，列管式换热器占整个换热器投资的50%～70%。
本次设计主要是针对传热任务和操作条件选择合适的换热器确定换热器的结构尺寸进行的。目的是初步掌握基本的化工工艺的计算方法，了解该类换热设备的结构原理，了解CAD软件并绘制设备图。
论文中，采用试差法，初步假定传热系数，确定合适的换热器类型并进行有关的计算与核算，最后确定设备的结构尺寸，并通过与固定管板式换热器的基本参数进行对照，确定该换热器的结构尺寸满足要求并能完成换热任务。
关键词：列管式换热器；设计；计算；绘图
论文类型：工程设计
The design of the shell and tube heat exchanger ABSTRACT
Heat exchanger is widely used in chemical, petroleum, refrigeration, food and many other industries as the heat exchange equipment. With the rapid development of the chemical industry and energy prices, improve the investment proportion of heat exchanger will be further increased. Because of its have solid structure, large applicability and great material range, in all heat transmission equipment, the investment of the tubular heat exchanger is 50-70%.
This design is mainly directed against the heat transfer tasks and operating conditions of heat exchanger choosing determine the structure size. The purpose is to try to grasp the basic chemical technology, the calculation method of such heat transmission equipment , acquaint the structure principle, and acquaint CAD software to drawing equipment picture.
In the thesis, using different methods, preliminary presume the conductivity, the appropriate assumptions about the heat exchanger type then accounting and calculation, finally determined the structure of the equipment and the size of heat exchanger, and through the basic parameters of the fixed tubular heat exchanger, make the structure size and can meet the requirements for hot task.
Key words: Tube heat exchanger, Design, Calculation, Drawing
Thesis: Engineering design
目 录
1 绪论 .............................................................................................................................. 1
1.1 换热器概述 ........................................................................................................ 1
1.1.1 列管换热器的分类 ................................................................................ 1
1.1.2 列管换热器结构与主要附件 ................................................................ 3
1.2 换热器相关技术研究内容及发展动向 ............................................................ 4
1.3 本课题的研究内容及意义 ................................................................................ 4
2 工艺条件的选择 .......................................................................................................... 7
2.1 列管换热器类型的选择 .................................................................................... 7
2.2 流体流径管程和壳程的选择 ............................................................................ 7
2.3 流体流速的选择 ................................................................................................ 7
2.4 加热剂和冷却剂的选择 .................................................................................... 8
2.5 适宜出口温度的选择 ........................................................................................ 8
2.6 设备材质与规格的选择 .................................................................................... 8
3 列管式换热器的化工计算 .......................................................................................... 9
3.1 确定物性数据 .................................................................................................... 9
3.2 估算传热面积 .................................................................................................... 9
3.2.1 热流量 .................................................................................................... 9
3.2.2 平均传热温差 ........................................................................................ 9
3.2.3 冷却水用量 ............................................................................................ 9
3.2.4 估算传热面积 ...................................................................................... 10
3.2.5 平均传热温差矫正 .............................................................................. 10
3.3 工艺结构计算 ................................................................................................... 11
3.3.1 管径和管内流速 ................................................................................... 11
3.3.2 管程数和传热管数 ............................................................................... 11
3.3.3 传热管排列和分程方法 ....................................................................... 11
3.3.4 管壳内径 .............................................................................................. 12
3.3.5 折流板 .................................................................................................. 12
3.3.6 接管 ...................................................................................................... 12
4 列管式换热器的核算 ................................................................................................ 13
4.1 热量核算 .......................................................................................................... 13
4.1.1壳程对流传热系数 ............................................................................... 13
4.1.2 管程对流传热系数 .............................................................................. 13
4.1.3 传热系数K .......................................................................................... 14
4.1.4 传热面积S ........................................................................................... 14
4.2 换热器内流体的流动阻力核算 ...................................................................... 15
4.2.1 管程流动阻力 ...................................................................................... 15
4.2.2 壳程阻力 .............................................................................................. 15
4.3 换热器主要结构尺寸和计算结果及设备图 .................................................. 17
5 总结 ............................................................................................................................ 19
参考文献 ........................................................................................................................ 20
致 谢 ............................................................................................................................ 21
1 绪论
1.1 换热器概述
换热器是化工、石油、制冷、食品、动力等其他许多工业部门中广泛使用的热量交换设备，它不仅可以单独作为加热器、冷却器等使用，而且是一些化工单元操作的重要附属设备，因此在化工生产中占重要的地位[1]。并伴随着化学工业的迅速发展及能源价格的提高，换热器的投资比例将进一步加大。换热器简单说是具有不同温度的两种或两种以上流体之间传递热量的设备。在工业生产过程中，进行着各种不同的热交换过程，其主要作用是使热量由温度较高的流体向温度较低的流体传递，使流体温度达到工艺的指标，以满足生产过程的需要。此外，换热设备也是回收余热，废热，特别是低品位热能的有效装置。
1.1.1 列管换热器的分类
常见的列管式换热器类型很多，目前在工业中广泛使用的主要有以下四种：
（1）固定管板式换热器
这类换热器的主要特点是它的结构简单，在相同的壳体直径内，排管最多，而且紧凑排列，因此壳程检修和清洗困难，所以壳程中走的必须是易清洗，不易产生垢层和腐蚀的介质。当管束和壳体之间温差较大时会产生热膨胀，导致管子和管板之间脱开，从而发生介质泄露。为此常在外壳上焊膨胀节，但它仅能减小而不能完全消除由于温差而产生的热应力且在多程换热器中，这种方法不能照顾到管子的相对移动。所以这种换热器比较适合用于温差不大或温差较大但壳程压力不高的场合[1]。
图1-1固定板式换热器
（2）浮头式换热器
该类换热器的管束膨胀不受壳体的约束，所以壳体与管束间不会由于膨胀量而产生热应力，而且清洗容易，所以它通常适用于管壳壁间温差较大，或易于腐蚀或结垢的场合。该类换热器结构复杂且笨重，造价比固定管板式高20%左右，
材料消耗量大，而且浮头的端盖在操作时无法检查。所以在制造和安装时要特别注意其密封，以免发生泄漏，管束和壳体的间隙较大，在设计是要避免短路。壳程的压力也会受滑动接触面的密封限制。
图1-2浮头式换热器
（3）U型管式换热器
该类换热器的管束可以自由伸缩，不会因管壳之间的温差而产生热应力，热补偿性能好；管程为双管程，流程较长，流速高，传热性能好，且结构简单便于检修，但管内清洗不便。又因其管束中间部分存在空隙，使壳程流体易于短路而影响换热。此外，为了弥补弯管后管壁的减薄，直管部分必须用管壁较厚的管子。所以该类换热器仅适用于管壳壁温相差大，或壳程介质易结垢而管程介质不易结垢、高温、高压的场合。
图1-3 U型管式换热器
（4）填料函式换热器
这类换热器的结构特点是浮头与管壳间被填料函密封的同时，允许管束自由伸长，这种结构特别适用于介质腐蚀性较严重，温差较大且要经常更换管束的冷却器。因为它有浮头式的优点，又克服了固定管板式的不足，结构比浮头式的简单，制作比浮头式方便，清洗检修比浮头式容易，泄漏时能及时发现。但这种换热器的填料密封性能较差，故在操作温度压力较高的工况及大直径壳体下很少使用。壳程内介质具有易挥发、易燃、易爆及剧毒性质时也不宜使用。
图1-4填料函式换热器
1.1.2 列管换热器结构与主要附件
管壳式换热器的主要零部件有壳体、接管、封头、管板、换热管、折流元件等，对于温差较大的固定管板式换热器，还应包括膨胀节。管壳式换热器的结构应该保证冷、热两种流体分走管程和壳程，同时还要有承受一定温度和压力的能力。
壳程结构的主要附件[9]：
（1）旁通挡板 果壳体与管束之间间隙过大，则流体不通过管束而通过这个间隙旁通，为了防止这种情形，往往采用旁通挡板。
（2）假管 了减少管程分程所引起的中间穿流的影响，可设置假管。
（3）拉杆和定距管 了使折流板能牢靠的保持在一定位置上，通常采用拉杆和定距管。
（4）缓冲板 可防止进口流体直接冲击管束而造成管子的额侵蚀和管束振动，还可使流体沿管束均匀分布的作用。
（5）折流板 壳程管束中，折流板用以引导流体横向流过管束，增加流速，以增强传热，增大管程流体的传热系数；同时起支撑管束、防止管束振动和管子弯曲的作用。
管程结构的主要附件：
（1）管板 的作用是将受热管束连接在一起，并将管程与壳程的流体分隔开来。管板与客体的连接有可拆和不可拆两种，固定管板常采用不可拆连接。
（2）封头 壳体直径较小时采用封头。
（3）管箱 壳径较大的换热器采用管箱结构。管箱卫宇换热器的两端，其作用是把从关东输送来的流体均匀地分布到各换热管和把管内流体汇集在一起输送出换热器[9]。
（4）分程隔板 需要换热面很大时，可采多管程换热器，对于多管程换热器。在管箱内应设置分程隔板。
1.2 换热器相关技术研究内容及发展动向
随着换热器广泛应用于各行业，诞生了许多新型的换热器，这使得换热器相关技术也得到不断提高，传热理论不断完善，换热器研究、设计、技术、制造等技术不断发展，换热技术的发展同时又促进了各种新型高效换热器的不断发展。
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，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其表面处理方法，以获得粗糙的表面和扩展表面；用添加内插物的方法以增加流体本身的绕流；将传热管的内外表面轧制成各种不同的表面形状，使管内外流体同时产生湍流并达到同时扩大管内外有效传热面积的目的，提高传热管的传热性能；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可增加其抗污垢能力；改变管束支撑形式以获得良好的流动分布，充分利用传热面积等。
换热器相关技术的发展主要表现在以下几发面：防腐技术，大型化与小型化并重，强化技术，抗振技术，防结垢技术，制造技术，研究手段。
随着工业中经济效益与社会环境保护的要求，制造水平的不断提高，新能源的逐渐开发，研究手段的日益发展，各种新思路的与新结构的涌现，换热器将朝着更高效、经济、环保的方向发展。
1.3 本课题的研究内容及意义
本课题主要研究的是固定管板式换热器，查阅换热器相关标准，分析固定管板式各部分性能影响，并进行了换热器的热工计算、结构计算。
换热器的应用广泛，日常生活中取暖用的暖气散热片、汽轮机装置中的凝汽器和航天火箭上的油冷却器等，都是换热器。它还广泛应用于化工、石油、动力和原子能等工业部门。本文的研究结果对指导换热器的规模化生产，扩大其应用领域，以在广泛范围内逐步取代进口同类材料，降低使用成本具有重要意义。
近年来，随着制造技术的进步，强化换热元件的开发，使得新型高效换热器的研究有了较大的发展，根据不同的工艺条件与工况设计制造了不同结构形式的新型换热器，也取得了较大的经济效益。故我们在选择换热设备时一定要根据不同的工艺、工况要求选择。换热器的作用可以是以热量交换为目的。在即定的流体之间，在一定时间内交换一定数量的热量；也可以是以回收热量为目的，用于余热利用；也可以是以保证安全为目的，即防止温度升高而引起压力升高造成某
些设备被破坏。
列管式换热器在化工生产中主要作为加热器、蒸发器或再沸器及冷凝器使用。它与一些新型高效紧凑型换热器相比，有换热效率低、设备结构不紧凑和金属消耗量大等缺点，但这类换热器的制造成本低，清洗方便，处理量大，工作可靠而适用于操作温度大且压力范围较大的场合。在这些不同的传热过程中，有些为无相变的传热，有些为有相变的传热，它们具有不同的传热机理，遵循不同的流体力学和传热规律，因此再设计上存在一些差别。本次设计研究的是无相变的传热过程，并且是对固定管板式换热器的设计，没有相关的工艺过程设计，其设计步骤如下[3]：
（1）根据生产任务及有关要求确定换热器的设计方案； （2）根据换热任务选择合适的换热器并估算传热面积；
（3）计算管壳程压力降确定其是否合理其后进行有关数据的核算； （4）换热器尺寸的确定及有关构件的选择； （5）绘制固定管板式换热器的设备图； （6）编写出该设备的设计说明书。
2 工艺条件的选择
2.1 列管换热器类型的选择
本次设计两流体温度变化情况：热流体进口温度140?C，出口温度40?C；冷流体（循环水）进口温度30?C，出口温度40?C。该换热器使用循环水冷却，冬季操作时进口温度会降低，考虑到这一因素，估计换热器的壁温和壳体温度之差较大，因此初步选定带膨胀节的固定管板式换热器。
2.2 流体流径管程和壳程的选择
在非相变流体传热的列管式换热器中，流体流径管程和壳程的选择主要从以下几方面考虑[4]：
（1）不易结垢的或不洁净的物料应当流经易于清洗的一侧。
（2）温度很高（或很低）的物料宜走管内宜减少热量（冷量）损失的部分，也可减少对特种金属的需求，降低换热器成本；但要求被冷却的流体宜走壳程，便于散热。
（3）有腐蚀的流体应在管内流过，以避免管束和壳体同时受到腐蚀。 （4）压力高的流体流经管内，因为管直径小，承受高压能力好，同时避免高压外壳和高压密封，也降低了成本[5]。
（5）饱和蒸汽一般通入壳程，因饱和蒸汽比较清洁，传热系数与流速关系较小且又便排除洁净冷凝液。
（6）被冷却物料一般走壳程便于散热。
上述原则可能相互对立，在实际的使用中要根据对实际情况的具体分析来选择流体的流径。本次设计中，由于循环冷却水较易结垢，以便于水垢清洗，应使循环水走管程，油品走壳程。
2.3 流体流速的选择
当流体不发生相变时，介质的流速高，换热强度大，从而可使换热面积减少，结构紧凑成本较低，一般也可抑制污垢的产生，但流速过大也会带来一些不利的影响。如流速过大会使通过换热器的压力将增大，输送流体的动力消耗增加[6]。从而提高了操作费用。可见，要选取比较适宜的流速，需经过全面分析比较才能确定。换热器常用流速的范围见表2-1[1]。
表2-1 换热器常用流速的范围
介质 流速 管程流速m/s 壳程流速m/s
循环水 1.0~2.0 0.5~1.5
新鲜水 0.8~1.5 0.5~1.5
一般液体 0.5~3 0.2~1.5
易结垢液体 >1.0 >0.5
低粘度油 0.8~1.8 0.4~1.0
高粘度油 0.5~1.5 0.3~0.8
气体 5~30 2~15
2.4 加热剂和冷却剂的选择
可以用作加热剂和冷却剂的物料很多，列管式换热器常用的加热剂有饱和水蒸气、烟道气和热水等，常用的冷却剂有水、空气和氨等。在选择加热剂和冷却剂时主要考虑来源方便，有足够温差，价格低廉，使用安全等因素。
2.5 适宜出口温度的选择
换热器的设计中，工艺流体的进出口温度是由工艺条件决定，加热剂或冷却剂的进口温度也是确定的，但其出口温度由设计者选定。该温度直接影响加热剂或冷却剂的耗量和换热器的大小，所以此温度有一个优化问题[7]。
2.6 设备材质与规格的选择
换热管的材料要根据操作压力，温度强化传热也可采用异型管，翅片管，螺纹管等。一般换热器常用的材料有碳钢和不锈钢两种。
（1）碳钢 价格低，强度较高，对碱性介质的化学腐蚀比较稳定，很容易被酸腐蚀，在无耐腐蚀性要求的环境中应用是合理的。
（2）不锈钢 这类材料有稳定的奥氏体组织，具有良好的耐蚀性和冷加工性能。
本次设计中物料均为无腐蚀性介质，故该固定管板式换热器的管程与壳程均选用碳钢材料。
换热器的管子构成换热器的传热面，管子的大小和形状对传热有较大影响[8]。针对管子中所流物体情况采用大或小直径管子，若用小直径管子时换热器单位体积的传热面积大，设备较紧凑，单位传热面积的金属消耗量少，传热系数也稍高，但制造麻烦，且易积污，不易清洗，应用于清洁的流体。大管子则用于粘性大或污浊的流体。一般传热管尺寸以国际规定选用。国际常用换热管规格有φ19?2mm、
φ25?2mm（1Gr18Ni9Ti）、φ25?2.5mm（碳钢）。结合设计任务与操作条件分析，我们选用φ25?2.5mm（碳钢）作为换热器的传热管。
3 列管式换热器的化工计算
3.1 确定物性数据
定性温度：可取流体进出口温度的平均值。
壳程油的定性温度为 T=
140+42
=0
90?(C )管程流体的定性温度为 t=
30+40
2
=35?(C )根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据[8]。 煤油在90?C下的有关物性数据如下： 密度 ρ０=82k5gm/3
定压比热容 ckJ/k(?
p0=2.22
g C)导热系数 λ0=0.14W0
m/?(C
)
粘度 μ0=0.0007P1a5s .循环冷却水在35?C下的物性数据： 密度 ρi=99k4gm/3
定压比热容 cpi=4.0kJ
8kg/(?C )
导热系数 λi=0.62
W6m/?(C
粘度 μi=0.0007P2a5s
3.2 估算传热面积
3.2.1 热流量
Q0=m0cp0t0=6000?2.22?(140-40)=1.32?106kJ/h=366.7(kW)3.2.2 平均传热温差
?tt1-?t2m=
?ln
=(140-40)-(40-30)
=39?C 1?tln2
40-303.2.3 冷却水用量
wi=
Q0cti=1320000
4.08?(40-30)
=35353(kg/h)pi? (3-1)
(3-2)
(3-3)
3.2.4 估算传热面积
由于壳程气体的压力较小，故可取较小的K值。首先假设K=230 W/(m. ?C)。则估算的传热面积为
Q0366.7?103
S估===40.9(m2)
K?tm230?39
(3-4)
3.2.5 平均传热温差矫正
平均传热温差校正系数[2] 140-40R==10
40-3040-30P==0.091
140-30
按单壳程，双管程结构，温差校正系数应查表3-1[1]对数平均温差校正系数 得??t=0.82
平均传热温差
?tm=??t?tm=0.82?39=32(?C)
(3-5)
图3-1 对数平均温差校正系数
3.3 工艺结构计算
3.3.1 管径和管内流速
选用φ25?2.5mm（碳钢）作为壳程内的传热管
3.3.2 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
V32353/(994?3600)
ns===47.98≈48(根）2
13.14?0.02?0.6πdi2u4按单管程计算，所需的传热管长度为
S40.9L===11m
πd0ns3.14?0.025?48
(3-6)
(3-7)
按单管程设计，传热管过长，宜采用多管程结构，换热器管子的长度与换热器的长径比有关。相同的传热面积，管子越长，壳体封头的直径和壁厚越小，结构就越经济合理。但长到一定程度，这种经济效果就不会再显著，会因管子过长给换热器的清洗、运输、安装带来麻烦[8]。因此我国传热管长度规格定义为1500mm、2000mm、2500mm、3000mm、4500mm、6000mm、7500mm、9000mm、12000mm等，其中6000mm以上的管长只适用于大传热面积的换热器[2]。先取传热管长为l=6m
L11
Np===2
l6
传热管总根数N=48?2=96(根）
(3-8)
3.3.3 传热管排列和分程方法
采用组合排列法，及每程内均按正三角形排列，三角形排列方式适用于壳程介质清洁及不需要进行机械清洗地场合。正三角形排列法在一定的管板面积上可配置较多的管子数[10]。隔板两侧采用正方形排列。这种排列方式最不紧凑，但便于机械清洗。这两种排列方法结合其目的是便于安排隔板位置。
取管心距t=1.25d0，则 横过管束中心线的管数
t=1.25?25=31.5≈32(mm)
nc===12(根)
(3-9)
3.3.4 管壳内径
采用多管程结构，取管板利用率η=0.7，则壳体内径为
D=
=1.05?=397.6(mm)
(3-10)
圆整后可取D=400(mm)
3.3.5 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h=0.25?400=100(mm)，故可取h=100mm。
由于换热器的功用不同，以及壳程介质的流量黏度等不同，折流板间距亦不同，其系列为[3]：100mm、150mm、200mm、300mm、450mm、600mm、800mm、1000mm。
所以可取折流板间距B=0.3D，则B=03.?400120=(则可得出
NB=
传热管长6000
-1=-1=39（块）
折流板间距150
)mm
则可取B为150mm,
(3-11)
在该设计中将折流板圆缺面上下方向排列，这种排列方式可造成液体的剧烈扰动，增大传热膜系数，这种排列方式最为常用。
3.3.6 接管
壳程流体进出口接管：取接管内油品流速为u=1.0m/s，则接管内直径为
d=
==0.051(m) (3-12)
取标准管径为50mm。
管程流体进出口接管：取接管内循环水流速为u=1.6m/s。则接管内径为
d=
==0.085(m) 取标准直径为80mm。
4 列管式换热器的核算
4.1 热量核算
4.1.1壳程对流传热系数
当圆缺形折流板（25%），且2?103≤Re≤1?106时可采用克恩公式[9]
λ0.14
α0
0=0.36
dRe0.55pr? μ0?
e
?μ?
w?
特征尺寸de为当量直径，由正三角形排列得[4]
4d?
2-π2??4d0?40.0322-0.785?0.0252??
e=πd=??=0.020(m) 03.14?0.025壳程流通截面积 S? ?1-d0?t??=0.15?0.40? ?1-0.025?
0=BD0.032??=0.01313(m)
壳程流体流速及其雷诺数分别为
u6000/(3600?825)0=0.01313=0.154(m/s)
Re=deu0ρ00.020?0.154?8250μ=0.000715=3554
0普兰特准数[2]
pr=cp0μ02.22?103?λ=715?10-6
=11.34
00.140
0.14
粘度校正 ? μ??μ?≈1
w?
α?0.140?36640.55
?11.3420=0.360.020
=508W(m?C)
4.1.2 管程对流传热系数
αλi
i=0.023
dRe0.8pr0.4
i
管程流通截面积
Sd2N96
i=πi?B2=0.785?0.022?2=0.0151(m2)
管程流体流速
(4-1)
(4-2) (4-3)
(4-4)
(4-5)
(4-6)
ui=
32353/(3600?994)
=0.599(m/s)
0.0151
duρ0.020?0.599?994Rei=eii==16452
μi0.000725
(4-7)
普兰特常数
cpiμi4.08?103?725?10-6
(4-8) pri===4.73
λi0.626λ0.626
αi=0.023iRe0.8pri0.4=0.023??164520.8?4.730.4=3160W/(m2?C)
di0.020
(4-9)
4.1.3 传热系数K
K=
1
d0dbd1
+Rsi0+0+Rso+αididiλdiα0
1
(4-10)
=
+0.000344?++0.000172+
3160?0.0200.02045?0.0225508=336W/(m2?C)
Rsi=0.344?10-3W/(m2.?C)，Rso=0.172?10-3W/(m2.?C)；
式中Rsi，Rso—传热管内、外侧表面上的污垢热阻，W(m2?C)；查表可得 di、do、dm—传热管内径、外径及平均直径，m；dm=0.0225；
λ—传热管壁导热系数，W(m2℃)，碳钢条件下取λ=45w/(m2?C)；
b—传热管壁厚，m。
4.1.4 传热面积S
Q366.7?103
S===34.1(m2)
ktm336?32
该固定管板式换热器的实际传热面积为
Sp=πd0lNB=3.14?0.025?6?96=45.2(m2) 该换热器的面积裕度为 Sp45.2==1.33 S34.1完成任务。
(4-11)
(4-12)
由计算结果可知传热面积裕度在安全系数范围10%～25%内，则该换热器能够
4.2 换热器内流体的流动阻力核算
换热器管程及壳程的流动阻力，常常控制在一定允许范围内。若计算结果超过允许值时，则应修改设计参数或重新选择其他规格的换热器。按一般经验，对于液体常控制在104-105Pa范围内，对于气体则以103-104Pa为宜。此外，也可依据操作压力不同而有所差别，参考表4-1。
<105 0-105="">105
0.1P 0.5P >5×104Pa
4.2.1 管程流动阻力
∑P=(?P+?P)FNN
i
1
2
t
s
p
(4-13)
式中Ns=1，Np=2分别表示换热器的壳程数与管程数； Ft=1.5表示管程压力降结构校正系数；
lρu2ρu2
?p1=λi?p2=ζ
d2，2
由λ-Re双对数坐标图[8]得Re=16452，传热管相对粗糙度ε=0.0008，λi=0.03，流速u=0.599m/s，ρ=994kg/m3，查表4-2得ζ=3所以 lρu26994?0.5992
?p1=λi=0.037??=1979.4(Pa)
d20.022 (4-14) ρu2994?0.5992
?p2=ζ=3?=535.0(Pa)
22 (4-15)
所以∑Pi=(?P1+?P2)FtNsNp=(1979.4+535.0)?1.5?2=7543.2(Pa)<10kpa>
表4-2 力系数ζ值[2]
局部阻力名称 管程入口 壳程入口
阻力系数ζ值
1.0 1.5
局部阻力名称 管程入口 壳程入口
阻力系数ζ值
2.5 3.0
4.2.2 壳程阻力
∑P=(?P+?P)FN
1
2
t
s
(4-16)
式中Ns=1、Ft=1；
2Bρu2
?P?P2=NB(3.5-)1=Ff0nc(NB+1)
2，D2
2ρu0
式中F=0.5，表示管子排列方法对压力降得校正系数；
f0=0.5?Re-0.228=0.7752，表示壳程流体的摩擦系数； nc=12，表示横过管束中心线的管子数； B=150mm，示折流板间距；
u0按壳体流通截面积S0=h(D-ncd0)计算得流速。 所以
825?0.1542
?P=0.5?0.7752?12?(39+1)=1820.1(Pa)1=Ff0nc(NB+1)
22
(4-17)
2Bρu22?0.15825?0.1542
?P2=NB(3.5-)=39?(3.5-)?=1049.2(Pa) (4-18)
D20.402
则∑P0=(?P1+?P2)FtNs=(2275+1318.2)?1?1=2869.3(Pa)<>
2
ρu0
由结果可知壳体流动阻力也适合。
4.3 换热器主要结构尺寸和计算结果及设备图
表4-3 换热器主要结构尺寸和计算结果
换热器类型：固定管板式
工艺参数
名称 物料名称 操作压力MPa 流量kg/h 流体密度kg/m3 流速m/s 程数 操作温度C 对流传热系数W/ m2.K 污垢系数m2.K/W
阻力降Pa 推荐使用材料 传热量kW 总传热系数W/ m2.K 管子规格 管距mm 折流板排列 壳体内径mm
?
换热面积（m2）：45.2
管程 循环水 0.4 32353 994 0.599 2 30/40 3160 0.000344 7543.2 碳钢
366.7 336
管数 排列方式 间距mm 裕度%
96 正三角形 150 1.33
壳程 煤油 0.3 6000 825 0.154 1 140/40 508 0.000172 2869.3 碳钢
φ25х2.5
32 上 下 400
管长mm 折流板数/块
6000 39
切口高度25%
表4-4 主要符号说明
符号 T、t
意义
壳程、管程的定性温度 煤油、循环冷却水的密度
煤油、循环冷却水的比热容 煤油、循环冷却水的导热系数 煤油、循环冷却水的黏度
热流量 循环冷却水的流量 传热管总数 壳体内径 折流板 平均传热温差 传热系数 传热面积 壳程、管程的流速 壳程、管程的雷诺数 壳程、管程流通截面积 管程的外、内直径 壳程的当量直径
摩擦系数
i
计量单位
?C
kg/m3 kJ/(kg.?C) W/(m.?C) Pa·s kJ/h kg/h 根
ρ０、ρi
cp0cpi
、
λ0、λi
μ0、μi
Q0
wi
N D
mm
块
NB
?tm
K
?C
W/(m2.?C)
m2
ms
S u0、ui Re0、Rei S0、Si
d1、di de
m2
mm
mm
Pa
λ0
∑P、∑P
壳程、管程的流体阻力 壳程、管程的普兰特数 壳程、管程的粘度校正
pr、pri
α、α
设备图见附图
W/m2.?C
5 总结
固定管板式换热器是目前工业上应用最为广泛的一种换热器。但无论是哪种换热设备，高传热效率、低流动阻力、合理紧凑的结构、可靠的强度、低制作成本、安修方便仍然是衡量换热器性能的基本标准。
本设计是将6000kg/h的煤油从140?C冷却至40?C，压力为0.3MPa；冷却介质采用循环水环冷却水的压力为0.4MPa，循环水入口温度30?C，出口温度40?C，因此，本次设计根据已知换热要求，经过对比确定了换热器的类型采用固定管板式换热器；其次由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，确定循环水走管程，油品走壳程；外利用相关的基本信息对设备材质与规格进行了选择，确定选用φ25?2.5mm(碳钢)作为换热器的换热管，再次根据设计任务所提供的信息和相关的生产经验，对换热器的传热面积进行了估算，对平均温差进行校正后，再进行各种工艺结构的计算；最后就热量与流动阻力进行核算，确认所设计的换热器满足设计任务。通过CAD软件画图所设计换热器的简图。
通过本次设备设计，使我学习到要将理论性的知识与实际相联系。掌握了换热器的主要类型以及各种不同换热器的优缺点，了解其各种换热器的适用场合以及知道在选用各种设备时要综合考虑各种影响因素。并了解设备设计的基本内容，掌握化工设计的基本方法与基本程序。此次设计是培养学生独立的工作能力。主要提高我们以下几方面的能力：首先通过此次设计我们可以熟悉查阅文献资料、搜集有关数据、正确选用公式。其次在兼顾技术上先进性可行性、经济上合理的前提下、合理分析设计任务要求、确定合适的设备类型。最后准确而迅速地进行化工计算，初步了解用CAD软件绘制设备图的方法。
参考文献
[1] 贾绍义, 柴诚敬. 化工原理课程设计(化工传递与单元操作课程设计)[M]. 天津: 天津大学出版社, 2006. 38-48.
[2] 谭蔚. 设计基础[M]. 天津: 天津大学出版社, 2007. 155-159.
[3] 任晓光. 化工原理课程设计指导[M]. 北京: 北京化学工业出版社, 2009. 28-34.
[4] 娄爱娟, 吴志泉, 吴叙美. 化工设计[M]. 上海: 华东理工大学出版社, 2002. 121-127, 324-326.
[5] 申迎华, 郝小刚. 化工原理课程设计[M]. 北京: 化学工业出版社, 2009. 93-98. [6] 汪家鼎, 时钧. 化学手册[M]. 北京: 化学工业出版社, 2002. 267-312.
[7] 匡国柱, 史启才. 化工单元过程及设备课程设计[M]. 北京: 化学工业出版社, 2002. 21-34. [8] 徐敏元. 列管式换热器设计的几个问题. 贵州化工[J]. 1997, (04): 34-36. [9] 陈敏恒. 化工原理(第三版)上册[M]. 北京: 化学工业出版社, 1999. 222-231. [10] 董其伍, 张垚. 换热器[M]. 北京: 化学工业出版社, 2009. 10-15, 50-56.
[11] 孙士保. AuToCAD2008中文版应用教程[M]. 北京: 机械工业出版社, 2007. 152-175. [12] 马秉騫. 化工设备[M]. 北京: 化学工业出版社, 2001. 157-176. [13] 潘继红.管壳式换热器的的分析与计算[M].北京:科技出版社,1996. [14] 高莉萍, 高效换热器发展动态及其应用[J]. 石油化工设备技术, 1995. [15] 罗光华,冯莉.超限型换热器的制造.[J]石油化工设备,2004,33(7):32-35 [16] 化工设备设计全书编辑委员会.换热器设计[M].上海科学技术出版社,1988
致 谢
在这篇论文的完成过程中，我得到了刘慧瑾老师的大力支持与帮助，在此表示我最真挚的谢意！在本次毕业设计的过程中，我的指导老师给予了我精心的指导。在论文选题、研究方案相关论文查询及修改定稿方面，老师倾注了大量心血。刘老师耐心细致地指导我查阅资料，为我排除困扰，使我走出困境，能够顺利开始设计。刘老师那爱岗敬业的精神让我感动，使我终身受益。在此，我向刘老师致以最诚挚的敬意。
老师严谨的工作态度及工作作风给我们留下深刻的印象。是我们今后在工作和学习方面的好榜样。在论文完成之际，我还要感谢帮助、支持过我的各位同学及友人，向他们表示我最衷心的感谢。
虽然本次设计并不是十分的完善，它也存在一些缺陷和偏差，但它确实我这几个月来辛苦的成果。这次设计让我学会了让自己独立完成一件事，这对我今后的工作和生活有着重大的意义。
范文四：列管换热器设计
新疆工业高等专科学校
课程设计说明书
题目名称: 列管式换热器设计
系 部: 化学工程系 专业班级: 环监11-25班 学生姓名: 代 雨 指导教师: 仇 鹏 完成日期: 2012年12月21日
新疆工业高等专科学校
课程设计评定意见
设计题目: 列管式换热器设计 学生姓名: 代 雨 尹杰 李璐 刘子君 评定意见:
评定成绩:
指导教师(签名): 年 月 日
新疆工业高等专科学校
课程设计任务书
11/12 学年上学期2011年12月31日 专业 环境监测 班级 11-25班 课程名称 化工原理(上) 设计题目 列管式换热器设计 指导教师 仇 鹏 起止时间 2011.12.07-2011.12.21 周数 2周 设计地点 教学楼304 设计目的:作为本专业的基础核心课，化工原理是化工专业学生对专业课综合学习与运用的基础，为学生今后进行毕业设计工作奠定基础，是应化专业技术人员必要的基础训练。
设计任务或主要技术指标:
1.合理的参数选择和结构设计。
2.传热计算和压降计算:设计计算和校核计算
3.传热面积
4.管程设计包括:总管数、程数、管程总体阻力校核
5.壳体直径
6.结构设计包括流体壁厚
7.主要进出口管径的确定包括:冷流体的进出口管
设计进度与要求:
12月07日 文献和教材，确定设计思路
12月08日~12月15日 设计计算
12月20日 修改，整理，打印
12月21日 提交，答辩
主要参考书及参考资料:
[1] 姚玉英主编.化工原理.天津:天津科学技术出版社，2005
[2] 唐伦成编著.化工原理课程设计简明教程.哈尔滨:哈尔滨工程大学出版社，2005 [3] 张浩勤编著.化工原理第二版(上).北京:化学工业出版社，2009 [4]陈敏恒等. 化工原理，上、下册，第三版. 北京:化学工业出版社，2006 教研室主任(签名) 系(部)主任(签名) 年 月 日
摘要
化工原理是化工专业学生对专业课的学习与运用基础，为学生今后进行毕业设计工作奠定基础，是应化专业技术人员必要的基础训练。换热器设备在很多工业部门中大量使用，尤其在化工，石油，能源设备等部门所使用的换热器设备中，列管式换热器仍处于主导地位。
选择换热器的类型:已知热流体进口温度110? 出口温度60?;冷流体进口温度29?，出口温度为39?，该换热器用循环冷却水冷却，初步确定选用列管式换热器。管程安排:从两物流的操作压力看，但由于循环冷却水较易结垢，使循环冷却水走管程，混合气体走壳程。根据设计条件选择合适的换热器型号，并核算换热面积、压力降是否满足要求，并设计管道与壳体的连接，管板与壳体的连接、折流板等。
通过这两周的设计使我们了解了换热器的结构和工作原理，了解了它的工作特性与哪些因素有关，掌握了换热器的基本操作方法和一些改善换热器的基本方法。 关键词 换热器、管道、折流板
目录
主要符号说明 .............................................................. 1
设计任务书 ................................................................ 2
设计计算书 ................................................................ 2
1 确定设计方案 ....................................................... 2
1.1选择换热器的类型 .................................................. 2
1.2流动空间的选择 ..................................................... 2
1.3管子的规格和排列方法 ............................................... 2
2 确定物性数据 ....................................................... 2
3 计算总传热系数 ..................................................... 3
3.1热负荷 ............................................................. 3
3.2平均传热温差 ....................................................... 3
4 初选换热器型号 ..................................................... 3
4.1 估选K值 .......................................................... 3
5 核算压强降 ......................................................... 4
5.1管程压强降 ......................................................... 4
5.2壳程压强降 ......................................................... 4
6 核算传热系数 ....................................................... 5
6.1壳程对流传热系数 ................................................... 5
6.2管程对流传热系数 ................................................... 6
6.3污垢热阻 ........................................................... 6 设计结果汇总表 ..........................................................7
设计自评 ...............................................................8
心得 ……………………………………………………………………………………….9
主要符号说明 1( 英文字母:
2h——折流板间距，m; S(或A)——传热面积，; m
oD——直径，m; t——冷流体温度，; CD——换热器外壳内径，m; a——管心距，; m
oF——系数; T——热流体温度，; C
mh——圆缺高度，m; u——流速; s
kgWK——总传热系数，; ——质量流量; W(或q)omsm,C
3mL——管长，m; ——体积流量，; V(或q)vsm——程数; n——指数、管数、程数;
N——管数、程数; NB——折流板数;
Nu——努塞尔系数; Pr——普朗特系数;
Q——传热速率，W; Re——雷诺数;
2. 希腊字母:
WWα——对流传热系数，; λ——导热系数，; 2oom,Cm,C
kgPa,s——黏度， ——密度， ,,3m——校正系数; ,
3. T标:
c——冷流体; h——热流体; i——管内; m——平均; o——管外; s——污垢;
1
设计任务书
合成氨厂变换工段为回收变换气的热量以提高进饱和塔的热水温度，需设计一台列管式3换热器。已知:变换气流量为8.78×10kg/h,变换气进换热器温度为230?，压力为30.6MPa，热水流量为45.5×10kg/h,热水进换热器温度为126?，压力为0.65MPa。要求热水升温8?。设变换气出换热器的压力为0.58MPa。物性数据如下表:
3，?/m ,Pa.s ,,物料 Cp,kJ/kg.? ,W/m.? ,
-5变换气 2.98 1.86 0.0783 1.717×10
设计计算书
1 确定设计方案
1.1选择换热器的类型
热冷流体的温度差是104?，需要热补偿，故选用列管式换热器。 1.2流动空间的选择
液体流经管程或壳程的选择原则:
?不清洁或易结垢的物体宜走容易清洗的一侧;
?腐蚀性流体宜走管程，以免壳体和管束同时被腐蚀;
?压力高的流体宜走管程，以避免制造耐高压的壳体;
?饱和蒸汽宜走壳程，以便于排出冷凝液;
?对流体传热系数明显小的流体宜走管内，以便于提高流速，增大值; ,
?被冷却的流体宜走壳程，便于散热，增强冷却效果;
?有毒流体宜走管程，使向环境泄露机会减少;
?黏度大的流体或流量小的流体宜走壳程;
?两流体温差较大时，对于固定管板式换热器宜将对流传热系数大的流体走壳程，
以减小管程与壳体的温度差，减小温度应力。
所以根据以上几个原则得知:冷却水走管程，混合气体走壳程。 1.3管子的规格和排列方法
? 选用列管式换热器系列标准中的Φ25?×2.5?;
? 选择固定管板式采用正方形斜转排列;
? 管子在管板上排列的间距t=32mm。
2 确定物性数据
热水在定性温度(126?)下的有关物性数据如下:
密度 ,=994.3?,m? 定压比热容 =4.174×J,??? Cpii
,3导热系数 =0.626W,??? 黏度 =0.727×pa?s ,,10ii
2
压力 Pi= 0.65MPa
混合气体在定性温度(85?)下的有关物性数据如下: 密度 =2.98?,m? 定压比热容 =1.86 J,??? ,Cpo0
-5W导热系数 =0.0783 黏度 =1.717×10pa?s ,,o00m,C
压力 =0.6MPa
3 计算总传热系数
3.1热负荷
由于换热目的是为将热流体冷却，热负荷应取混合气体的传热量，确定冷却水用量
时，必须考虑热损失。
==(45.5,)×4.187×8=423352 W 3600
Q4233523600，TTC,,,,,:2301372133qc8.78101.8610，，，mp11
3.2平均传热温差
暂按单壳程、偶数管程考虑，先求逆流时平均温度差。
()()(230126)(137134)TtTt,,,,,,1122,,,,:tC28.5Tt,,23012611InIn137134,Tt,22 计算R,P
TT,,23013712R,,,11.6tt,,13412621
tt,,13412621P,,,0.077Tt,,23012611
,查图3-24(ɑ)可得，温度差校正系数=0.98,0.8，故选用单壳程、偶数管程可行。
,,,,，,:ttC,0.9628.527.36m
4 初选换热器型号
4.1 估选K值
假设K=200W/()
3
Q4233522Am,==77估Kt,，20027.36m估
Tm-tm=(230+136.7)/2-(126+134)/2=53.35?
由于两流体温度差大于50?，因此需考虑热补偿。可选用浮头式换热器，由浮头式
换热器的标准系列，初选换热器型号为: BES-700-1.6-110-6/25-4I. 其主要参数如下:
外壳直径 700? 公称压力 1.6 MPa
公称面积 110? 管子规格 Φ25?×2.5? 管字数 256 管子排列方式 正方形斜转排列 管间距 32? 管长 6m 管程数 4
采用此换热器，要求的管程流通面积为:
N,,2562TSd,,，0.02，,0.0201? iiN444P
5 核算压强降
5.1管程压强降
2lu,ii,,(，3)PfN ,iip2d
4233523600，
3W4.187108，，iums,,,0.64/i,s360036009940.0201，，ii管程流速:
4du0.020.64994，，,111Re1.7110,,,，1,30.74210，,1雷诺数:
,,0.1mm对于钢管，取管壁粗糙度:
,,0.032由莫狄图查得:
则:
260,64994，4,,，，，，,，PPa(0.0323)1.441.441010.022 5.2壳程压强降
选用缺口高度为25%的弓形挡板，取折流板间距h=150?,故折流板数目
4
l6 N,,1,,1,39Bh0.15
壳程中混合气体的流速:
4233523600，
3W1.861093，，Cums,,,3.57/0,S360036002.980.023，，00
,,0.1950.19壳程压降: ,,,，，,1.72Re1.72(4.9410)0.142oo
22DN(1)，u,0.7(391)3.5790，，，4B02,,，,，，,，PPa0.0148.4510,00de20.0272
46,,，,，PPaPa8.45106.8100又因为:
46,,，,，PPaPa1.44100.410i
工艺要求。
6 核算传热系数
6.1壳程对流传热系数
取换热器列管中心距t=32mm，流体通过管间最大截面积为
d0.02520ShDm,,,，，,,(1)0.150.7(1)0.0230t0.032 当量直径，由正方形斜转排列得
,,22224(t,d)4，(0.032,，0.025)o44de,,,0.027m ,d,，0.0275o
壳程流体雷诺数为:
du,0.0273.0590，，5e000R,,,，4.9410 e0,51.510，,0
普兰特准数:
35,Cp,3.297101.510，，，o Pr1.77,,o0.0279,o
,0.14()0.95,壳程中混合气体被冷却,取
,W
5
可采用克恩公式:
,,0.550.14o,，0.36(Re)Pr(),ooode,W 10.027950.553,，，，，，,0.36(4.9410)1.770.95282.270.027
WmC/(),:
6.2管程对流传热系数
管程中水被加热，故由式(4-17)得
33,0.6244.174，10，0.724，10,0.80.340.80.3i,0.023，RePr,0.023，，(3.35，10)，(),4837.82,iiid0.020.624i
WmC/(),:
6.3污垢热阻
管内外污垢热阻分别取为:
22,3,3mkw,/mkw,/ R,，0.310R,，0.5810sosi
6.4总传热系数
忽略管壁热阻，则总传热系数为:
,ddd11ooo，，，，=RRsosiKddd,,,计omiii
12525,,,333,，，，，，，,，0.3100.58104.8310，282.27204837.8220
WmC/(),: K,207计
所以:
6Q1.0410，2 Am=106.2,,计Kt,，20747.30m计
由数据可知:KKAA,,,，与原估值相符 计计估估
由附表知该型换热器的面积为118.1?，故
A118.1实 ==1.11A106.2计
即传热面积偶11%的裕度,故所选:BES-700-1.6-110-6/25-4I换热器合适。
6
设计结果汇总表
换热器形式:浮头式
2换热面积/106.2m
工艺参数
名称 管程 壳程
循 环 混 合 物料名称 冷 却 水 气 体
4.0P6.9Pa 操作压力
a
0操作温度/C 29/39 60/110 流量 Kg/h 22730.1 89698.13
3流体密度Kg/m 994.3 90 流 速m/s 1.25 3.05 传 热 量/w 200
20总传热系W/(m.C) 207
2,4,4污垢系数m.k/w 5.8 3.0 ，10，10
程数 4 1
Φ25mm 管数 管子规格 管长:6000mm ×2.5mm 256
管间距 32mm 排列方式 正方形斜转排列
折流板形间距mm:上下 切口高度: 式 200
保温层厚壳体内径 600mm 度/mm
7
设计自评
考虑到实际成产中物料本身的性质及化工生产的经济性等问题，本次设计主要采用列管式换热器，对换热器并联逆流操作。首先，由于列管式换热器具有结构简单、坚固耐用、适用性强、制造材料广泛等独特有点，因而在换热设备中仍占有重要的地位。特别是在高温、高压和大型换热设备中仍占绝对优势。故本次设计采用列管式换热器;其次，根据逆流的平均温差比并流的大可以节省冷却剂或加热剂的用量，本次设计流程采用并联逆流操作。总的来说，根据所求的数据结果可以看出所确定的实验方法还是可以实行的。
课程设计需要学生自己作出决策，自己确定实验方案、选择流程、查取资料、进行过程和设备的计算，并要对自己的选择作出论证和核算，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。所以，课程设计是增强工程观念、培养提高学生独立工作能力的有益实践。
换热器被当作一种传统的标准换热设备在很多工业部门中大量使用，尤其在化工、石油、能源设备等部门所使用的换热设备中，列管式换热器仍处于主导地位。设计列管式换热器的目的在于:熟知这种设备的原理和基本操作方法。只有认识到自己的不足，在将来的实习和工作时才能够做到有所目的，才更能够有所收获，才可能有更大的进步。希望学校以后多安排这样的机会，我们会积极踊跃参加～～～
通过本次的化工设计，我学到了很多知识，不仅把我们以前所学的理论知识好好的整理了一下，同时也增强了我将理论应用于实际创新的能力，培养了我们思考的能努力，即每设计意见东西都要好好地思考，尽量全面地全方位的考虑周全。在做设计的过程中，也培养了团队合作的能力;同时也体会到了共同努力、团队合作的乐趣～
8
心得
课程设计是培养学生综合运用所学知识、发现、提出、分析和解决实际问题，锻炼实践能力的重要环节，是对学生实际工作能力的具体训练和考察过程。
随着答辩日子的到来，课程设计也接近了尾声。经过两周的奋战我的课程设计终于完成了。在没有做课程设计以前觉得课程设计只是对这几年来所学知识的单纯总结，但是通过这次做课程设计发现自己的看法有点片面。课程设计不仅是对前面所学知识的一体验，而且也是对自己能力的提高。通过这次课程设计使我明白了自己原来知识还比较欠缺。自己要学的东西还太多，以前老是觉得自己什么东西都会，什么东西都懂，有点眼高手底。通过这次设计课程设计，我才明白学习是一个长期积累的过程，在以后的工作、生活中都应该不断的学习，努力提高自己知识和综合素质。
在这次课程设计中也使我们的同学关系更进一步了，使我认识到合作的重要性，我和我的组员李璐、刘子君设计的方案不同，然后集中讨论，选择最佳的设计方案。遇到难的地方，就各自查找资料，询问老师或同学，既而进行坚攻，团结的力量是无穷的，没有过不了的难关。同学之间互帮互助，有什么不懂得大家在一起商量，听听不同的看法对我们更好的理解知识，所以在这里非常感谢帮助我的同学。
9
范文五：煤油列管换热器
二、列管式换热器设计任务书
（一）、设计题目： 列管式换热器设计 （二）、设计任务及操作条件 1、设计任务
处理能力： 20万吨/年
设备型式： 列管式 2、操作条件
（1）煤 油：入口温度 140℃ 出口温度 40℃ （2）冷却介质：循环水 入口温度 20℃ 出口温度 40℃（3）允许压降：不大于0.1MPa （4）煤油定性温度下的物性数据
ρc =825kg /m 3μc =7. 05?10-4Pa ?s
c pc =2. 22kJ /(
kg ?o
C
)
λc =0. 14W /(m ?o C )
（5）每年按330天计算，每天24小时连续运行。 （三）、设计内容 1、概述
2、设计方案的选择 3、确定物理性质数据 4、设计计算 （1） 计算总传热系数 （2）
计算传热面积
5、主要设备工艺尺寸设计 （1）管径尺寸和管内流速的确定
（2）传热面积、管程数、管数和壳程数的确定 （3）接管尺寸的确定 6、设计结果汇总
7、工艺流程图及换热器工艺条件图 8、设计评述 （四）、图纸要求
A3图纸
三、概述 3.1换热器概述[1]
热器（英语翻译：heat exchanger ），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。 3.2. 列管式换热器概述[1]
列管式换热器是目前化工及酒精生产上应用最广的一种换热器。它主要由壳体、管板、换热管、封头、折流挡板等组成。所需材质 ，可分别采用普通碳钢、紫铜、或不锈钢制作。在进行换热时，一种流体由封头的连结管处进入，在管流动，从封头另一端的出口管流出，这称之管程；另-种流体由壳体的接管进入，从壳体上的另一接管处流出，这称为壳程。
在列管式换热器中，管束的表面积即为该换热器所具有的传热面积。当传热面积较大，管子数目较多时，为了提高管内流体的流速，增大管内一侧流体的传热膜系数，常将全部管子平均分成若干组，流体每次只流经一组管子，即采用多管程结构。其方法是在封头内装设隔板，在一端的封头内装设一块隔板，便成二管程；在进口端装两块挡板，另一端装一块隔板，便成四管程；如此，还可以设置其他多管程，但过多使流体阻力增大，隔板占有分布管面积，而使传热面积减小。
列管换热器（又名列管式冷凝器），按材质分为碳钢列管换热器，不锈钢列管换热器和碳钢与不锈钢混合列管换热器三种，按形式分为固定管板式、浮头式、U 型管式换热器，按结构分为单管程、双管程和多管程。 四、工艺设计及主要设备设计 4.1确定设计方案
4.1.1选择换热器的类型[4]
在本次设计任务中，两流体温度变化情况：热流体（煤油）进口温度140℃，
出口温度40℃；冷流体(循环水) 进口温度20℃，出口温度40℃。该换热器用循环水冷却介质，受环境影响，进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温和壳体壁温之差较大，且管束与管壳之间的温差较大会产生不同热膨胀，因此初步确定选用带膨胀节的固定管板式换热器。
4.1.2流程安排
在固定管板式式换热器中，对于流体流径的选择一般可以考虑以下几点： (1) 不洁净和易结垢的流体宜走管内，以便于清洗管子。
(2) 腐蚀性的流体宜走管内，以免壳体和管子同时受腐蚀，而且管子也便于 清洗和检修。
(3) 压强高的流体宜走管内，以免壳体受压。
(4) 饱和蒸气宜走管间，以便于及时排除冷凝液，且蒸气较洁净，冷凝传热系数与流速关系不大。
(5) 被冷却的流体宜走管间，可利用外壳向外的散热作用，以增强冷却效果。 (6) 需要提高流速以增大其对流传热系数的流体宜走管内，因管程流通面积常小于壳程，且可采用多管程以增大流速。
(7) 粘度大的液体或流量较小的流体，宜走管间，因流体在有折流挡板的壳程流动时，由于流速和流向的不断改变，在低Re(Re>100)下即可达到湍流，以提高对流传热系数。
从两物流的操作压力看，应使煤油走管程，冷却水走壳程。但由于冷却水较易结垢，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贱，所以从总体考虑，应使自来水走管程，煤油走壳程。 4.2确定物理性质数据
定性温
度：可取流体进口温度的平均值。
140+40
=90 220+40
=30[3] 管程流体水的定性温度为 T =
2
壳程流体煤油的定性温度为 T =
根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。
煤油在90℃的有关物性数据如下：
水在30℃的有关物性数据如下：
4.3估算传热面积
4.3.1计算热负荷和冷却水流量 煤油流量
20?107
W h ==7.01kg /s
330?24?3600
7. 01?2. 22?
Q =W h C ph (T1-T 2) =?（140-40）=1556. 2kW
3600
冷却水流量
W c =
Q 1556. 2
==18. 6kg /s
C pc (t 2-t 1) 4. 174?(40-20)
4.3.2计算两流体的平均传热温差
按单壳程多管程进行计算，对逆流传热温度差进行校正
根据《化工原理[1]（上）》 P213，公式（4-45）得逆流传热温差为
?t 2-?t 1（140-40) -(40-20) ?t m ===49. 7o C
?t 2140-40
ln ln ?t 140-20
T -T 140-40
==5 而 R =t 2-t 140-20
P =
t 2-t 140-20==0. 167
T 1-t 1140-20
所以修正后的传热温度差为 ?t m
=??t ??t m =0. 883?49.7=43.9o C
4.3.3估算传热面积
由《常用化工单元设备设计》表1-6，查得水与煤油之间的传热系数在
290-698w/(m2. o C) ，初步设定K=556.3w/(m2. o C) 。
根据《化工原理（上）》P235，公式（4-44a ）估算的传热面积为
Q 15562002
A ===63. 7m
K ?t m 556. 3?43. 9
4.4主体构件的工艺结构尺寸 4.4.1管径和管内流速
选用Φ25×2.5的传热管（碳钢管），管内径d i =0.025-0.0025×2=0.02，取管内流速u i =1.2m/s
4.4.2管程数和传热管数
根据《化工原理课程设计[7]》P62，公式3-9可依据传热内径和流速确定单程传热管数
18. 6/995. 7
n ===49. 6≈50根 2 s 2
?d i ?u i 0. 785?0. 02?1. 24
按单管程计算，所需的传热管长度为
V
A 63. 7
==16. 2m L =
π?d 0?n s 3. 14?0. 025?50
按单管程设计，传热管过长，现取传热管长l=6，则该换热器管程数为
L 16. 2=≈（管程）4 N p = l 6
4.4.3传热管的排列和分程方法
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。其中，每程内的正三角形排列，其优点为管板强度高，流体走短路的机会少，且管外流体扰动较大，因而对流传热系数较高，相同的壳程内可排列更多的管子。由《化工过程及设备课程设计》图3-13取管心距t=1.25d0，则t=1.25×25=31.25≈32(mm)。
由《化工原理[2]（上）》P282，公式（4-119），得横过管束中心线的管数为
热管总根数 N=50×4=200(根）
n c
=1. N =1. 1?200≈16（根）
由《化工单元过程及设备课程设计》P67页，公式（3-16），隔板中心到离其最近一排中心距离S =t/2+6=32/2+6=22mm ，取各程相邻管的管心距为44mm 。其前后箱中隔板设置和介质的流通顺序按《化工过程及设备课程设计》图3-14选取。
4.4.4壳体内径
采用多管程结构，取管板利用率 η=0.7，由《流体力学与传热》P206，公式4-115，得壳体内径为 D =1. 05?t 圆整可取 D=600mm。
4.4.5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
N /η=1. 05?200/0. 7=567. 9mm
h =0. 25?D =0.25?600=150mm
取折流板间距 B=0.4D，则B=0.4×600=240mm 取板间距B=300mm 折流板数 N B =4.4.6接管
壳程流体进出口接管：取接管内煤油流速为 u＝1.0 m/s，则接管内径为
4V 4?7. 01/825==0.1040m πu 3. 14?1
传热管长6000
-1=-1=19块
折流板间距300
d=
经圆整采用Φ114mm ×5mm 热轧无缝钢管(GB8163-87) , 取标准管径为114mm 。 管程流体进出口接管：取接管内循环水流速 u＝1.5 m/s，则接管内径为
4V 4?18. 6/995. 7
==0.126m πu 3. 14?1. 5
d=
经圆整采用Φ140mm ×7mm 热轧无缝钢管( GB8163-87) ,取标准管径为140mm.
4.5换热器主要传热参数核算 4.5.1热流量核算
4.5.1.1 壳程对流传热系数
可采用克恩公式，由《化工原理[3]（上）》P253，公式（4-77a ）得
α0=0. 36
λ0
d e
?R eo
0. 55
?P r
1/3
?μ? μ?w ????
0. 14
其中：
?μ?取 μ???w ?
0. 14
=1
当量直径d e ，由于是正三角形排列，由《化工原理（上）》P253，公式（4-79）得
?2π2?
?4 2t -4d 0?
d = e
πd 0
?3?π22
?4 2?0. 032-4?0. 025?
??=0. 020m
=
3. 14?0. 025
壳程流通截面积A 0，由《化工原理（上）》P253，公式（4-80），得
?d 0??0. 025?2
A =hD ?1-=0. 15?0. 6?1-=0. 01969m ? ? 0
t 0. 032????
壳程流体流速及其雷诺系数分别为
V 07. 01/825==0. 432m /s u 0=A 00. 01969
R eo =
d e ?u 0?ρ
μ
=
0. 020?0. 432?825
=10110. 6
0. 000705
普兰特准数
2. 22?0. 0000705==11. 179 Pr =λ0. 14
C p μ
粘度校正
α0=0. 36
0. 14
/m 2?o C ）?10110. 60. 55?11. 1791/3?1=898. 4 W （
0. 020
4.5.1.2管程对流传热系数
由《化工原理（上）》P248，公式（4-70a ），水在管程中是被加热，所以公式中的n=0.4，得
α=0. i
其中：
管程流通截面积
λi
d i
R e Pr 0. 4
0. 8
3.14?0.022200
A i =?=?=0. 0157m 2
4444
管程流体流速以及其雷诺数分别为
πd i 2N
18. 6/995. 7
=1. 2m /s u i =
0. 0157
Re i =普朗特准数 Pr =
d i u i ρ
λ
=
0. 02?1. 2?995. 7
=38693
0. 0006176
C p μ
λ
=
4. 174?0. 0008007
=5. 41
0. 6176
故管程对流换热系数
0. 61760. 80. 4
α=0. 023386935. 41=6528. 1 W （/m 2?o C ） i
0.02
4.5.1.3污垢热阻和管壁热阻
查阅《化工原理（上）》P354，附录20，得 煤油侧的热阻 R0=0.000172 m2?o C/w 循环水侧的热阻 Ri =0.000344 m2?o C/w 钢的导热系数为 λ=45
4.5.1.4传热系数K
根据《化工原理[2]（上）》P227，公式（4-41）
d 0d 0bd 011=+R si ++R so +K αi d i d i λd m α0
=
0. 0250. 0250. 0025?0. 0251
+0. 000344?++0. 000172+
6528. 1?0. 020. 0245?0. 0225898. 4
解得K=509.9 W/(m2.O C)
Q 15562002
S ===69. 5m 传热面积
K ?t m 509. 9?43. 9
所
选
用
的
换
热
器
的
实
际
2
传热面积
S P =πdlN =3. 14?0. 025?6?(200-16) =86. 7m
4.5.1.5传热面积裕度
根据《化工单元过程及设备课程设计》P76，公式（3-36） 该换热器的面积裕度为
H =
S p -S S P
86.7-69.5
?100%=?100%=19%
86.7
处于要求的15%~20%的范围内，该换热器符合实际生产要求 4.5.2壁温核算
因为管壁很薄，而且壁热阻很小。冬季操作时，循环水的进口温度将会降低。为确保可靠，取循环冷却水进口温度为20℃，出口温度为40℃计算传热管壁温。另外，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大。计算中，应该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
T w
壁温。于是有: t w =
c
+
t m
n
c +n
, 式中液体的平均温度t m 和气体的平均温度分别
计算为:
t m =0.4×40+0.6×20=28℃
T m =(140+40)/2=90℃
αc =αi =6528.1
αh =αo =898.4
传热管平均壁温为w
t =35℃
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 ?t
=90-35=55℃>50℃。该温差较大，故需设温度补偿装置。
选用带膨胀节的固定管板式式换热器 4.5.3换热器内流体的流动阻力（压强降） 4.5.3.1管程流动阻力
根据《化工原理[3]（上）》P284，公式（4-121）得
12
∑△p i ＝（△p 1+△p 2）F t N s Np 其中：
ΣΔP i ———管程总压力降, Pa;
ΔP 1 、ΔP 2 ———分别为单程直管阻力与局部阻力, Pa ;
F t ———污垢校正系数, 对于Φ25mm ×2 . 5mm 管子, 取F t = 1 . 4;对于 Φ19mm ×2mm 管子, 取F t = 1 . 5;这里取F t = 1 . 4；
N s ———壳程数，Ns=1 ; N p ———管程数， Np=4。
其中流体流过直管段由于摩擦所引起的压力降可由下式计算:
l ρu 2
?P 1=λi
d 2
流体流过回弯管(进、出口阻力忽略不计) 因摩擦所引起的压力降可由下式计算: ?P 2式中：
λ———摩擦阻力系数;
=3
ρu 2
2
l ———传热管长度, m; d i ———传热管内径, m; u i ———管内流速, m s; ρ———流体密度, kg m3 。
由Re=38693<105，设管壁粗糙度ε=0.1mm，则相对粗糙度ε i="0.005，查莫狄图得λi" =0.03w/m·℃，流速u="" i="">
6995. 6?1. 22
?=6451. 5Pa △P 1=0.03×
0. 022
3
13
995.6?1.22
=2867. 3Pa ?P 2=4?2
总压强降：
. 3Pa <0.1mpa ∑?p="(6451.5+2867." 3)?1.4?1?4="">
i
4.5.3.2壳程流动阻力（压强降） ∑△p o ＝（△’p 1＋△’p 2）Fs Ns[6] 其中：
ΣΔP 0———壳程总压力降, Pa ; ΔP ′1 ———流体流过管束的压力降, Pa; ΔP ′2 ———流体流过折流板缺口的压力降, Pa;
F s ———结垢校正系数, 对于液体, F s = 1 . 15 ; 对于气体或可凝蒸汽, F s = 1 . 0，这里取F s = 1 . 15;
N s ———壳程数，Ns=1。 其中, 流体流过管束的压力降
?P 1=Ff 0n c (N B +1)
，
ρu 02
2
2
流体通过折流板缺口的压力降
2h ?ρu 0?
?P 2=N B 3.5-?
D ?2?
,
式中
N ———每一壳程的管子数目; N B ———折流板数目; B ———折流板间距, m; D ———壳体内径, m;
F ———管子排列方式对压力降的校正因数, 对于正三角形排列, F = 0 . 5; 对
14
于正方形斜转45°, F = 0 . 4;
f 0———壳程流体的摩擦系数, 当Re 0> 500 时, f 0 = 5.0Re 0-0. 2282 ;其中, Re 0= ( d e u ρ)/ μ。
n c ———横过管束中心线的管数, 管子按正三角形排列: n c = 1 . 1 N ; 管子按正方形排列: n c = 1 . 19N ;
u 0 ———壳程流体横过管束的最小流速, m /s , V s ———壳程流体的体积流量, m3 s。
根据管子排列方法（这里是正三角形），取F=0.5
Re=3785 f0=5.0Re0-0. 2282=0.61 n c
=1N =200=16（根）
6000
-1=19（块） 300
N B =
B=240mm D=600mm ρ=825kg/m3 u0=0.432m/s
2
825?0. 432，
?P 1=0.5?0. 61?16?(19+1)=7513. 5P a
2
2?0.15?825?0. 432?
?P 2’=19? 3.5-=4388Pa ?
0.6?2?
总压强降：
2
∑?P =(7513.5+4388)?1.15
=13686.7Pa <>
符合设计要求。
五、设计结果汇总 换热器主要结构尺寸和计算结果见下表：
15
六、设计评述
化工原理课程设计是培养个人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，也起着培养学生独立工作能力的重要作用。 这次化工原理课程设计是以小组为单位，然后组员各自进行相应的确定实验方案、选择流程、查取资料、进行过程和设备的计算，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。 在换热器的设计过程中, 我感觉我的理论运用于实际的能力得到了提升，主
16
要有以下几点：
在计算方面，这是设计第一阶段的主要任务，数据计算的准确性直接影响到后面的各阶段，这就需要我们具有极大的耐心。从拿到原始设计数据到确定最终参数，持续了将近一周，确定需要求的参数，查质料找公式，标准值等，一步一步计算。
在查找资料方面，通过本次设计，我学会了根据工艺过程的条件查找相关资料，并从各种资料中筛选出较适合的资料，根据资料确定主要工艺流程，主要设备，以及如何计算出主要设备及辅助设备的各项参数及数据。通过课程设计可以巩固对主体设备图的了解，以及学习到工艺流程图的制法。对化工原理设计的有关步骤及相关内容有一定的了解。通过本次设计熟悉了化工原理课程设计的流程，加深了对冷却器设备的了解。在设计的过程培养了大胆假设，小心求证的学习态度。
耐心、细心、决心——是本次课程设计最大的感受。
七、
主要参考文献
[1] 陈敏恒 化工原理（上下册）（第二版）[M]. 北京：化学工业出版社，2000. [2]《换热器》兰州石油机械研究所主编，烃加工出版社,1986. [3]《化工基础实验》福建师范大学化学与材料学院编，2010.
[4]《化工原理》夏清 陈常贵 主编，姚玉英 主审，天津大学出版社,2005.
[5]《化工设备机械
基础》董大勤编，化学工业出版社（2006）
[6]《化工设备机械基础》第三册，化工设备机械基础编写组编，石油化学工业出版社,1978.
[7]《化工原理课程设计》贾绍义编，天津大学出版社，2002。
[8]《化工单元过程及设备课程设计》 匡国柱，北京，化学工业出版社,2002. [9]《常用化工单元设备设计》李功样 陈兰英 崔英德 编，华南理工大学出版
17
社,2003.
八、主要符号说明
P ——压力，Pa ; Q——传热速率，W ； R ——热阻，㎡·℃/W； Re——雷诺准数； S ——传热面积，㎡； tT ——热流体温度，℃； uW ——质量流量，㎏/s; λ——导热系数，W/(m·℃) μ——粘度，Pa ·s; S p ——实际传热面积，m 2 Prn ——板数，块 KW /m 2?℃
V ——体积流量 ND ——壳体内径 d
——冷流体温度，℃； ——流速，m/s;
——对流传热系数W/(㎡·℃);
? ——校正系数; ρ ——密度，㎏/m3;
——普郎特系数
——总传热系数，
——管数 ——管径
18
α
