列管式換熱器課程設計摘要

❶ 列管式換熱器課程設計

某生產過程中，需將6000
kg/h的油從140℃冷卻至40℃，壓力為.3MPa；冷卻介質採用循環水，循環冷卻水的壓力為0.4MPa，循環水入口溫度30℃，出口溫度為40℃。試設計一台列管式換熱器，完成該生產任務。 1．確定設計方案 （1）選擇換熱器的類型 兩流體溫度變化情況：熱流體進口溫度140℃，出口溫度40℃冷流體(循環水)進口溫度30℃，出口溫度40℃。該換熱器用循環冷卻水冷卻，冬季操作時進口溫度會降低，考慮到這一因素，估計該換熱器的管壁溫和殼體壁溫之差較大，因此初步確定選用帶膨脹節的固定管板式式換熱器。 （2）流動空間及流速的確定 由於循環冷卻水較易結垢，為便於水垢清洗，應使循環水走管程，油品走殼程。選用ф25×2.5的碳鋼管，管內流速取ui=0.5m/s。 2．確定物性數據 定性溫度：可取流體進口溫度的平均值。 殼程油的定性溫度為(℃)管程流體的定性溫度為(℃)根據定性溫度，分別查取殼程和管程流體的有關物性數據。 油在90℃下的有關物性數據如下： 密度
ρo=825
kg/m3定壓比熱容
cpo=2.22
kJ/(kg·℃)導熱系數
λo=0.140
W/(m·℃)粘度
μo=0.000715
Pa·s循環冷卻水在35℃下的物性數據： 密度
ρi=994
kg/m3定壓比熱容
cpi=4.08
kJ/(kg·℃)導熱系數
λi=0.626
W/(m·℃)粘度
μi=0.000725
Pa·s3．計算總傳熱系數 （1）熱流量 Qo=WocpoΔto=6000×2.22×(140-40)=1.32×106kJ/h=366.7(kW)（2）平均傳熱溫差 (℃)（3）冷卻水用量 (kg/h)（4）總傳熱系數K 管程傳熱系數
W/(m·℃)殼程傳熱系數 假設殼程的傳熱系數αo=290
W/(m2·℃)； 污垢熱阻Rsi=0.000344
m2·℃/W
,
Rso=0.000172
m2·℃/W管壁的導熱系數λ=45
W/(m·℃)
=219.5
W/(m·℃)
4．計算傳熱面積 (m2)考慮
15％的面積裕度，S=1.15×S′=1.15×42.8=49.2(m2)。 5．工藝結構尺寸 （1）管徑和管內流速 選用ф25×2.5傳熱管(碳鋼)，取管內流速ui=0.5m/s。 （2）管程數和傳熱管數 依據傳熱管內徑和流速確定單程傳熱管數
按單程管計算，所需的傳熱管長度為(m)按單管程設計，傳熱管過長，宜採用多管程結構。現取傳熱管長L=6m，則該換熱器管程數為(管程)傳熱管總根數
N=58×2=116(根)（3）平均傳熱溫差校正及殼程數 平均傳熱溫差校正系數
第2章
換熱器設計按單殼程，雙管程結構，溫差校正系數應查有關圖表。但R=10的點在圖上難以讀出，因而相應以1/R代替R，PR代替P，查同一圖線，可得φΔt=0.82平均傳熱溫差Δtm=φΔtΔ′tm=0.82×39=32(℃)（4）傳熱管排列和分程方法 採用組合排列法，即每程內均按正三角形排列，隔板兩側採用正方形排列。取管心距t=1.25
d0，則 t=1.25×25=31.25≈32(mm)橫過管束中心線的管數(根)（5）殼體內徑 採用多管程結構，取管板利用率η＝0.7，則殼體內徑為 (mm)圓整可取D＝450mm （6）折流板 採用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體內徑的25％，則切去的圓缺高度為h＝0.25×450＝112.5(mm)，故可取h＝110
mm。 取折流板間距B＝0.3D，則B＝0.3×450＝135(mm)，可取B為150。 折流板數
NB=傳熱管長/折流板間距-1=6000/150-1=39(塊)折流板圓缺面水平裝配。 （7）接管 殼程流體進出口接管：取接管內油品流速為
u＝1.0
m/s，則接管內徑為
取標准管徑為50
mm。 管程流體進出口接管：取接管內循環水流速
u＝1.5
m/s，則接管內徑為
6．換熱器核算 （1）熱量核算 ①殼程對流傳熱系數
對圓缺形折流板，可採用凱恩公式 當量直徑，由正三角形排列得 (m) 殼程流通截面積 (m) 殼程流體流速及其雷諾數分別為
普蘭特准數
粘度校正 W/(m2·℃) ②管程對流傳熱系數 管程流通截面積(m2) 管程流體流速
普蘭特准數W/(m2·℃) ③傳熱系數K
=310.2
W/(m·℃)④傳熱面積S(m2)該換熱器的實際傳熱面積Sp(
m2)該換熱器的面積裕度為
傳熱面積裕度合適，該換熱器能夠完成生產任務。 （2）換熱器內流體的流動阻力 ①管程流動阻力 ∑ΔPi=(ΔP1+ΔP2)FtNsNpNs=1,
Np=2,
Ft=1.5
由Re＝13628，傳熱管相對粗糙度0.01/20＝0.005，查莫狄圖得λi＝0.037
W/m·℃， 流速ui＝0.497
m/s，ρ＝994
kg/m3，所以
管程流動阻力在允許范圍之內。 ②殼程阻力 ∑ΔPo=(ΔP′1+ΔP′2)FtNsNs＝l，Ft＝l流體流經管束的阻力
流體流過折流板缺口的阻力
總阻力∑ΔPo＝1202＋636.2＝1838.2(Pa)＜10
kPa殼程流動阻力也比較適宜。 ③換熱器主要結構尺寸和計算結果
換熱器主要結構尺寸和計算結果見表2-13。 表2-13換熱器主要結構尺寸和計算結果
換熱器形式：固定管板式
管口表 換熱面積（m2）:48 符號 尺寸 用途 連接型式 工藝參數 a DN80 循環水入口 平面 名稱 管程 殼程 b DN80 循環水出口 平面 物料名稱 循環水 油 c DN50 油品入口 凹凸面 操作壓力，MPa 0.4 0.3 d DN50 油品出口 凹凸面 操作溫度，℃ 29/39 140/40 e DN20 排氣口 凹凸面 流量，kg/h 32353 6000 f DN20 放凈口 凹凸面 流體密度，kg/m3 994 825 附圖
流速，m/s
0.497
0.137
傳熱量，kW
366.7
總傳熱系數，W/m2·K
310.2
傳熱系數，W/m2·K
2721
476
污垢系數，m2·K/W
0.000344
0.000172
阻力降，MPa
0.00173
0.00184
程數
2
1
推薦使用材料
碳鋼
碳鋼
管子規格
ф25×2.5
管數116
管長mm:6000
管間距，mm
32
排列方式
正三角形
折流板型式
上下
間距，mm
150
切口高度25%
殼體內徑，mm
450
保溫層厚度，mm
熱交換設備
http://www.longpai.com.cn/chanpin/Default_1_1.html

❷ 列管式換熱器的設計

產品名稱：列管式換熱器
產品介紹：列管式換熱器（又名列管式冷凝器），按材質回分為碳鋼列答管式換熱器，不銹鋼列管式換熱器和碳鋼與不銹鋼混合列管式換熱器三種，按形式分為固定管板式、浮頭式、U型管式換熱器，按結構分為單管程、雙管程和多管程，傳熱面積1～500m2，可根據用戶需要定製。
產品名稱：浮頭式標准系列換熱器
產品介紹：浮頭式換熱器其一端管板與殼體固定，而另一端的管板可以在殼體內自由浮動。殼體和管束對熱膨脹是自由的，故當兩種介質的溫差較大時，管束與殼體之間不會產生溫差應力。浮頭端設計成可拆結構，使管束可以容易地插入或抽出，這樣為檢修和清洗提供了方便。這種形式的換熱器特別適用於殼體與換熱管溫差應力較大，而且要求殼程與管程都要進行清洗的工況。 http://www.lygzhfj.com/hrq/huanreqi-6.html

❸ 列管式換熱器設計

2、設計方案的選擇
2．1換熱器型式的選擇
在乙醇精餾過程中塔頂一般採用的換熱器為列管式換熱器，故初步選定在此次設計中的換熱器為列管式換熱器。
列管式換熱器的型式主要依據換熱器管程與殼程流體的溫度差來確定。在乙醇精餾的過程中乙醇是在常壓飽和溫度下冷凝，進口溫度為76℃，出口溫度為45。冷卻介質為水，入口溫度為24℃，出口溫度為36℃，兩流體的溫度差不是很大，再根據概述中各種類型的換熱器的敘述，綜合以上可以選用固定管板式換熱器。
2．2流體流速的選擇
流體流速的選擇涉及到傳熱系數、流動阻力及換熱器結構等方面。增大流速，可加大對流傳熱系數，減少污垢的形成，使總傳熱系數增大；但同時使流動阻力加大，動力消耗增多；選擇高流速，使管子的數目減小，對一定換熱面積，不得不採用較長的管子或增加程數，管子太長不利於清洗，單程變為多程使平均傳熱溫差下降。因此，一般需通過多方面權衡選擇適宜的流速。表1至表3列出了常用的流速范圍，可供設計時參考。選擇流速時，應盡可能避免在層流下流動。

表1 管殼式換熱器中常用的流速范圍
流體的種類 一般流體 易結垢液體 氣體
流速，m/s 管程 0.5 ~3.0 > 1.0 5.0 ~30
殼程 0.2 ~1.5 > 0.5 3.0 ~15

表2 管殼式換熱器中不同粘度液體的常用流速
液體粘度，mPa·s > 1500 1500 ~500 500 ~100 100 ~35 35 ~ 1 < 1
最大流速，m/s 0.6 0.75 1.1 1.5 1.8 2.4

表3 管殼式換熱器中易燃、易爆液體的安全允許速度
液體名稱 乙醚、二硫化碳、苯 甲醇、乙醇、汽油 丙酮
安全允許速度，m/s < 1 < 2 ~3 < 10

由於使用的冷卻介質是井水，比較容易結垢，乙醇則不易結垢。水和乙醇的粘度都較小，參考以上三個表格數據可以初步選定管程流速為0.9m/s，殼程流速為7m/s。
2．3流體出口溫度的確定
冷卻介質水的入口溫度24℃，出口溫度為36℃，故，可以求得水的定性溫度為：Tm=30℃
熱流體乙醇在飽和溫度下冷凝，故可以確定入口溫度和出口溫度相同，故乙醇的定性溫度Tm=60.5℃。

2．4管程數和殼程數的確定
當換熱器的換熱面積較大而管子又不能很長時，就得排列較多的管子，為了提高流體在管內的流速，需將管束分程。但是程數過多，導致管程流動阻力加大，動力能耗增大，同時多程會使平均溫差下降，設計時應權衡考慮。管殼式換熱器系列標准中管程數有 1、2、4、6 四種。採用多程時，通常應使每程的管子數相等。
管程數N按下式計算：
N=u/v
式中 u——管程內流體的適宜流速；
V——管程內流體的實際流速。第二章 工藝設計計算
1確定物性數據
水的定性溫度為Tm=(24+36)/2=30℃，乙醇的定性溫度為Tm=(76+45)/2=60.5℃
兩流體在定性溫度下的物性數據
物性
流體
乙醇 60.5 757 0.6942 2.83 0.1774
水 30 996 0.0.8 4.20 0.617
2熱負荷及傳熱面積的確定
1、計算熱負荷
冷凝量=3.51Kg/s
熱負荷 Q1=r= 3.51×2.83×31=307.93kW
2、計算冷卻水用量
換熱器損失的熱負荷：以總傳熱量的3%計；
則Q2=q/(1-0.03)=317.46kW
水的流量可由熱量衡算求得,即
==317460/4.2(36-24)=9.35kg/s
3、計算有效平均溫度差：
逆流溫差℃。
4、選取經驗傳熱系數K值
根據管程走循環水，殼程走乙醇，總傳熱系數K現暫取：

5、估算換熱面積

3換熱器概略尺寸的確定
管徑和管內流速
選用Φ25×2.5mm較高級冷拔傳熱管（碳鋼），取管內流速 u1=0.8m/s。
管程數和傳熱管數
可依據傳熱管內徑和流速確定單程傳熱管數

按雙程管計算，所需的傳熱管長度為

按雙程管設計，傳熱管適中，可以用雙管程結構。根據本設計實際情況，現取傳熱管長l=4m，則該換熱器的管程數為

傳熱管總根數 N=38×2=76(根）
3、平均傳熱溫差校正及殼程數
平均溫差校正系數有 :
R=2.6 P=0.23
雙殼程，雙管程結構，查得 ε=0.923
平均傳熱溫差
由於平均傳熱溫差校正系數大於0.8，同時殼程流體流量較大，故取雙殼程合適。
4、殼體內徑
則橫過管數中心線管的根數
在計算殼體內徑時可用公式：
D=t
b取傳熱管外徑，則：
D=32（10-1）+50=338mm
按卷制殼體的進級檔，可取D=350mm
卧式固定管板式換熱器的規格如下：
公稱直徑D…………………………350mm
公稱換熱面積S……………………23.9m2
管程數……………………………2
管數n………………………………76
管長L………………………………4m
管子直徑……………………………
管子排列方式………………………正三角形
5、折流板
採用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體內徑的20%，則切去的圓缺高度為h=0.20*250=75mm。
取折流板間距B=0.3D，則
B=0.3*250=105mm，可取B=150mm。
折流板數 N=傳熱管長/折流板間距-1=8000/150-1=26（塊）
4面積與總傳熱系數核算
1、殼程表面傳熱系數

2、管內表面傳熱系數
有公式：
管程流體流通截面積
管程流體流速

普朗特數
Pr=5.446
則ai=2.2

3、污垢熱阻和管壁熱阻
管外側污垢熱阻
所以管內側污垢熱阻
管壁熱阻計算，碳鋼在該條件下的熱導率為50.29w/(m·K)。所以

4、傳熱系數K
依傳熱系數公式

5、傳熱面積裕度
可得所計算傳熱面積Ap為：

該換熱器的實際傳熱面積為

該換熱器的面積裕度為

5.壓降校核
1、計算管程壓降
（結垢校正系數，管程數，殼程數）
取碳鋼的管壁粗糙度為0.1mm，則，而Rei=9700，於是

對的管子有
<Pa
故, 管程壓降在允許范圍之內。

2、計算殼程壓降
按式計算
, ,
流體流經管束的阻力

F=0.5

殼程流體流速及其雷諾數分別為：
取

流體流過折流板缺口的阻力
, B=0.2m , D=0.5m

總阻力
第三章 計算結果一覽表
換熱器主要結構尺寸和計算結果列表如下：
項目 結果 單位
換熱器公稱直徑D 350
換熱器管程數 2 ---
換熱器管子總數N 76 根
換熱器單管長度L 4 m
換熱器管子規格 mm
換熱器管子排列方式 正三角形錯列 ---
管心距 32 mm
隔板中心到最近管中心距S 22 mm
各程相鄰管管心距2S 44 mm
折流板間距B 150 mm
折流板數N 26 塊
折流板外徑 365 mm
折流板厚度 5 mm
殼體厚度 10 mm
殼程流體進口接管規格 mm
殼程流體出口接管規格 mm
管程流體進出口接管規格 mm
封頭厚度 10 mm
封頭內徑 350 mm
封頭曲面高度 100 mm
封頭直徑高度 20 mm
傳熱負荷Q 317.46 KW
乙醇流量 3.51 kg/s
循環水流量 9.35 Kg/s
初選總傳熱系數Ko 450 W/m2.k
初步估算傳熱面積A 23.9 m
管程流速 0.8 m/s
殼程傳熱系數o 925.4 W/m2.k
管程傳熱系數i 2200 W/m2.k
總傳熱系數K 575.4 W/m2.k
所需傳熱面積A 20.3 m
實際傳熱面積A 21.34 m
傳熱面積裕度H 5.1% ---
管程壓降Pt 3200 Pa
殼層壓降Ps 5400 Pa

第四章 換熱管圖（見附圖）

第四章 流程圖（見附圖）

第四章 設計評述
通過分析管殼式換熱器殼程傳熱與阻力性能特點,說明在採用能量系數K/N來評
價強化傳熱時,應更著眼於提高其換熱性能。本設計中：
，
K/N=0.0669
滿足要求，性能良好。
本設計通過對面積校核，壓降校核，等計算可知均滿足要求，且傳熱效率符合要求，能很好的完成任務。
經濟和環境效益評價：生命周期方法是一種針對產品或生產工藝對環境影響進行評價的過程,它通過對能量和物質消耗以及由此造成的廢棄物排放進行辨識和量化,來評估能量和物質利用對環境的影響,以尋求對產品或工藝改善的途徑。這種評價貫穿於產品生產、工藝活動的整個生命周期,包括原材料的開采和加工、產品製造、運輸、銷售、產品使用與再利用、維護、再循環及最終處置。設計中使用水作冷卻劑，無污染，耗資少，無有害氣體產生，整個過程簡單，易操作，環境和經濟效益良好。
本設計中面積，傳熱系數，壓降等均有比較好的裕度保證，即使生產使用中出現比較大的誤差，設備結構也能保證不出現打的安全損傷的事故，具有良好可靠的安全保證。

第五章 個人小結
本次課程設計是理論聯系實際的橋梁，是我們學習化工設計基礎的初步嘗試。通過課程設計，使我們能綜合運用本課程和前修課程的基本知識，進行融會貫通的獨立思考，在規定的時間內完成了指定的化工設計任務，從而得到了化工程序設計的初步訓練。通過課程設計，使我們更加深刻的了解了工程設計的基本內容，掌握化工設計的程序和方法，培養了我們分析和解決工程實際問題的能力。

此外，通過本次課程設計，提高了我們以下方面的能力：
1 熟悉查閱文獻資料，搜索有關數據。正確選用公式。
2 准確而迅速地進行過程計算用主要設備的工藝設計計算。
3 用精煉的語言，簡潔的文字，清晰的圖表來表達自己的設計思想的計算結果。
4 同樣也發現了自己的諸多不足之處，對所學知識的熟悉程度不夠，浪費了不少的時間。

第六章 參考文獻

1．錢頌文主編，《換熱器設計手冊》，化學工業出版社，2002。

2. 賈紹義，柴誠敬等，《化工原理課程設計》,天津大學出版社,1994.

3．匡國拄，史啟才等，《化工單元過程及設備課程設計》,化學工業出版社,2002.

4. 王志魁主編，《化工原理》，化學工業出版社，2004.

5. 陳敏恆，叢德茲等. 化工原理(上、下冊)(第二版). 北京：化學工業出版社，2000.

6. 何潮洪等編，《化工原理》，科學出版社，2001年.

其他相關資料等！

❹ 化工原理列管式換熱器課程設計

轉載，供參考：列管式換熱器的設計和選用（1） 列管式換熱器的設計和選用應考慮的問題
◎ 冷、熱流體流動通道的選擇
具體選擇冷、熱流體流動通道的選擇
在換熱器中，哪一種流體流經管程，哪一種流經殼程，下列幾點可作為選擇的一般原則：
a) 不潔凈或易結垢的液體宜在管程，因管內清洗方便。
b) 腐蝕性流體宜在管程，以免管束和殼體同時受到腐蝕。
c) 壓力高的流體宜在管內，以免殼體承受壓力。
d) 飽和蒸汽宜走殼程，因飽和蒸汽比較清潔，表面傳熱系數與流速無關，而且冷凝液容易排出。
e) 流量小而粘度大（ ）的流體一般以殼程為宜，因在殼程Re>100即可達到湍流。但這不是絕對的，如流動阻力損失允許，將這類流體通入管內並採用多管程結構，亦可得到較高的表面傳熱系數。
f) 若兩流體溫差較大，對於剛性結構的換熱器，宜將表面傳熱系數大的流體通入殼程，以減小熱應力。
g) 需要被冷卻物料一般選殼程，便於散熱。
以上各點常常不可能同時滿足，應抓住主要方面，例如首先從流體的壓力、防腐蝕及清洗等要求來考慮，然後再從對阻力降低或其他要求予以校核選定。
◎ 流速的選擇
常用流速范圍流速的選擇
流體在管程或殼程中的流速，不僅直接影響表面傳熱系數，而且影響污垢熱阻，從而影響傳熱系數的大小，特別對於含有泥沙等較易沉積顆粒的流體，流速過低甚至可能導致管路堵塞，嚴重影響到設備的使用，但流速增大，又將使流體阻力增大。因此選擇適宜的流速是十分重要的。根據經驗，表4.7.1及表4.7.2列出一些工業上常用的流速范圍，以供參考。
表4.7.1 列管換熱器內常用的流速范圍流體種類流速 m/s管程殼程一般液體
宜結垢液體
氣 體0.5～0.3
>1
5～300.2～1.5
>0.5
3～15
表4.7.2 液體在列管換熱器中流速（在鋼管中）液體粘度 最大流速 m/s>1500
1000～500
500～100
100～53
35～1
>10.6
0.75
1.1
1.5
1.8
2.4◎ 流動方式的選擇
流動方式選擇流動方式的選擇
除逆流和並流之外，在列管式換熱器中冷、熱流體還可以作各種多管程多殼程的復雜流動。當流量一定時，管程或殼程越多，表面傳熱系數越大，對傳熱過程越有利。但是，採用多管程或多殼程必導致流體阻力損失，即輸送流體的動力費用增加。因此，在決定換熱器的程數時，需權衡傳熱和流體輸送兩方面的損失。
當採用多管程或多殼程時，列管式換熱器內的流動形式復雜，對數平均值的溫差要加以修正，具體修正方法見4.4節。
◎ 換熱管規格和排列的選擇
具體選擇 換熱管規格和排列的選擇
換熱管直徑越小，換熱器單位體積的傳熱面積越大。因此，對於潔凈的流體管徑可取小些。但對於不潔凈或易結垢的流體，管徑應取得大些，以免堵塞。考慮到製造和維修的方便，加熱管的規格不宜過多。目前我國試行的系列標准規定採用 和 兩種規格，對一般流體是適應的。此外，還有 ，φ57×2.5的無縫鋼管和φ25×2, 的耐酸不銹鋼管。
按選定的管徑和流速確定管子數目，再根據所需傳熱面積，求得管子長度。實際所取管長應根據出廠的鋼管長度合理截用。我國生產的鋼管長度多為6m、9m，故系列標准中管長有1.5，2，3，4.5，6和9m六種，其中以3m和6m更為普遍。同時，管子的長度又應與管徑相適應，一般管長與管徑之比，即L/D約為4～6。
管子的排列方式有等邊三角形和正方形兩種（圖4.7.11a，圖4.7.11b）。與正方形相比，等邊三角形排列比較緊湊，管外流體湍動程度高，表面傳熱系數大。正方形排列雖比較鬆散，傳熱效果也較差，但管外清洗方便，對易結垢流體更為適用。如將正方形排列的管束斜轉45°安裝（圖4.7.11c），可在一定程度上提高表面傳熱系數。
圖4.7.11 管子在管板上的排列
◎ 折流擋板
折流擋板間距的具體選擇折流擋板
安裝折流擋板的目的是為提高管外表面傳熱系數，為取得良好的效果，擋板的形狀和間距必須適當。
對圓缺形擋板而言，弓形缺口的大小對殼程流體的流動情況有重要影響。由圖4.7.12可以看出，弓形缺口太大或太小都會產生"死區"，既不利於傳熱，又往往增加流體阻力。

a.切除過少b.切除適當 c.切除過多
圖4.7.12擋板切除對流動的影響
擋板的間距對殼體的流動亦有重要的影響。間距太大，不能保證流體垂直流過管束，使管外表面傳熱系數下降；間距太小，不便於製造和檢修，阻力損失亦大。一般取擋板間距為殼體內徑的0.2～1.0倍。我國系列標准中採用的擋板間距為：
固定管板式有100，150，200，300，450，600，700mm七種
浮頭式有100，150，200，250，300，350，450（或480），600mm八種。（2）流體通過換熱器時阻力的計算
換熱器管程及殼程的流動阻力，常常控制在一定允許范圍內。若計算結果超過允許值時，則應修改設計參數或重新選擇其他規格的換熱器。按一般經驗，對於液體常控制在104～105Pa范圍內，對於氣體則以103～104Pa為宜。此外，也可依據操作壓力不同而有所差別，參考下表。換熱器操作允許壓降△P換熱器操作壓力P(Pa)允許壓降△P<105 (絕對壓力)
0～105 (表壓)
>105 (表壓)0.1P
0.5P
>5×104 Pa◎ 管程阻力
管程阻力可按一般摩擦阻力計算式求得。
具體計算公式管程阻力損失
管程阻力損失可按一般摩擦阻力計算式求得。但管程總的阻力 應是各程直管摩擦阻力 、每程回彎阻力 以及進出口阻力 三項之和。而 相比之下常可忽略不計。因此可用下式計算管程總阻力損失 ：

式中 每程直管阻力 ；
每程回彎阻力 ；
Ft－結構校正系數，無因次，對於 的管子，Ft=1.4，對於 的管子Ft=1.5；
Ns－串聯的殼程數，指串聯的換熱器數；
Np－管程數；
由此式可以看出，管程的阻力損失（或壓降）正比於管程數Np的三次方，即
∝
對同一換熱器，若由單管程改為兩管程，阻力損失劇增為原來的8倍，而強制對流傳熱、湍流條件下的表面傳熱系數只增為原來的1.74倍；若由單管程改為四管程，阻力損失增為原來的64倍，而表面傳熱系數只增為原來的3倍。由此可見，在選擇換熱器管程數目時，應該兼顧傳熱與流體壓降兩方面的得失。
◎ 殼程阻力
對於殼程阻力的計算，由於流動狀態比較復雜，計算公式較多，計算結果相差較大。
埃索法計算公式殼程阻力損失
對於殼程阻力損失的計算，由於流動狀態比較復雜，提出的計算公式較多，所得計算結果相差不少。下面為埃索法計算殼程阻力損失的公式：

式中 -殼程總阻力損失， ；
-流過管束的阻力損失， ；
-流過折流板缺口的阻力損失， ；
Fs-殼程阻力結垢校正系數，對液體可取Fs=1.15，對氣體或可凝蒸汽取Fs=1.0；
Ns-殼程數；
又管束阻力損失
折流板缺口阻力損失
式中 -折流板數目；
-橫過管束中心的管子數，對於三角形排列的管束， ；對於正方形排列的管束， ， 為每一殼程的管子總數；
B-折流板間距，m；
D-殼程直徑，m；
-按殼程流通截面積或按其截面積 計算所得的殼程流速，m/s；
F-管子排列形式對壓降的校正系數，對三角形排列F=0.5，對正方形排列F=0.3，對正方形斜轉45°，F=04；
-殼程流體摩擦系數，根據 ，由圖4.7.13求出（圖中t為管子中心距），當 亦可由下式求出：

因 ， 正比於 ，由式4.7.4可知，管束阻力損失 ，基本上正比於 ，即
∝
若擋板間距減小一半， 劇增8倍，而表面傳熱系數 只增加1.46倍。因此，在選擇擋板間距時，亦應兼顧傳熱與流體壓降兩方面的得失。同理，殼程數的選擇也應如此。
圖4.7.13 殼程摩擦系數f0與Re0的關系列管式換熱器的設計和選用(續)（3）列管式換熱器的設計和選用的計算步驟
設有流量為去qm,h的熱流體，需從溫度T1冷卻至T2，可用的冷卻介質入口溫度t1，出口溫度選定為t2。由此已知條件可算出換熱器的熱流量Q和逆流操作的平均推動力 。根據傳熱速率基本方程：

當Q和 已知時，要求取傳熱面積A必須知K和 則是由傳熱面積A的大小和換熱器結構決定的。可見，在冷、熱流體的流量及進、出口溫度皆已知的條件下，選用或設計換熱器必須通過試差計算，按以下步驟進行。
◎ 初選換熱器的規格尺寸
◆ 初步選定換熱器的流動方式，保證溫差修正系數 大於0.8，否則應改變流動方式，重新計算。
◆ 計算熱流量Q及平均傳熱溫差△tm，根據經驗估計總傳熱系數K估，初估傳熱面積A估。
◆ 選取管程適宜流速，估算管程數，並根據A估的數值，確定換熱管直徑、長度及排列。 ◎ 計算管、殼程阻力
在選擇管程流體與殼程流體以及初步確定了換熱器主要尺寸的基礎上，就可以計算管、殼程流速和阻力，看是否合理。或者先選定流速以確定管程數NP和折流板間距B再計算壓力降是否合理。這時NP與B是可以調整的參數，如仍不能滿足要求，可另選殼徑再進行計算，直到合理為止。
◎ 核算總傳熱系數
分別計算管、殼程表面傳熱系數，確定污垢熱阻，求出總傳系數K計，並與估算時所取用的傳熱系數K估進行比較。如果相差較多，應重新估算。
◎ 計算傳熱面積並求裕度
根據計算的K計值、熱流量Q及平均溫度差△tm，由總傳熱速率方程計算傳熱面積A0，一般應使所選用或設計的實際傳熱面積AP大於A020%左右為宜。即裕度為20%左右，裕度的計算式為：
換熱器的傳熱強化途徑如欲強化現有傳熱設備，開發新型高效的傳熱設備，以便在較小的設備上獲得更大的生產能力和效益，成為現代工業發展的一個重要問題。
依總傳熱速率方程：

強化方法：提高 K、A、 均可強化傳熱。
◎提高傳熱系數K

熱阻主要集中於 較小的一側，提高 小的一側有效。
◆ 降低污垢熱阻
◆ 提高表面傳熱系數
提高 的方法：
無相變化傳熱：
1） 加大流速；
2）人工粗造表面；
3）擾流元件。 有相變化傳熱：
蒸汽冷凝 ：
1）滴狀冷凝，
2）不凝氣體排放，
3）氣液流向一致 ，
4）合理布置冷凝面，
5）利用表面張力 （溝槽 ，金屬絲）液體沸騰：
1）保持核狀沸騰，
2） 製造人工表面，增加汽化核心數。
◎ 提高傳熱推動力
加熱蒸汽P ，
◎ 改變傳熱面積A
關於傳熱面積A的改變，不以增加換熱器台數，改變換熱器的尺寸來加大傳熱面積A，而是通過對傳熱面的改造，如開槽及加翅片、以不同異形管代替光滑圓管等措施來加大傳熱面積以強化傳熱過程。

❺ 急求列管式換熱器的課程設計

列管式換熱器設計 第一節 推薦的設計程序 一、工藝設計 1、作出流程簡圖。
2、按生產任務計算換熱器的換熱量Q。
3、選定載熱體，求出載熱體的流量。
4、確定冷、熱流體的流動途徑。
5、計算定性溫度，確定流體的物性數據（密度、比熱、導熱系數等）。
6、初算平均傳熱溫度差。
7、按經驗或現場數據選取或估算Ｋ值，初算出所需傳熱面積。
8、根據初算的換熱面積進行換熱器的尺寸初步設計。包括管徑、管長、管子數、管程數、管子排列方式、殼體內徑（需進行圓整）等。
9、核算Ｋ。
10、校核平均溫度差D 。
11、校核傳熱量，要求有15－25％的裕度。
12、管程和殼程壓力降的計算。 二、機械設計 1、殼體直徑的決定和殼體壁厚的計算。
2、換熱器封頭選擇。
3、換熱器法蘭選擇。
4、管板尺寸確定。
5、管子拉脫力計算。
更多信息：杭州力強環保節能科技有限公司http://www.lqkeji.net/bbs/Show.asp?id=103&BoardID=18&TB=1

❻ 化工原理課程設計《列管式換熱器的設計》分析討論答案。。

額，你不是我們學校我們系要設計換熱管的那一部分孩童吧。。。。。。。。。。。
這些專問題的答案全部都屬在書上換熱器那一章里，特別是第七問回答完全就可以解決第2,3,4,5問。第6問在書後附錄部分都有的。
第七問液體流動方向，並流，逆流，錯流這幾種方式帶來的熱傳遞效應是不同的，也帶了換熱過程中能量消耗問題，才帶來出口溫度與入口溫度的差距，才導致選擇不同的型號，不同的熱計算方式。
畢竟是要大家自己動手設計，還是自己看書多多想想吧，我只能幫這些。

❼ 求一分列管式換熱器課程設計

我正在修化工原理，剛學到那章，我覺得我們課本不錯，是天津大學出的《化工原理》裡面有詳細介紹。LZ試

❽ 管殼式換熱器課程設計(100分)

管殼式換熱器(shell and tube heat exchanger)又稱列管式換熱器。是以封閉在殼體中管束的壁面作為傳熱面的間壁式換熱器。這種換熱器結構較簡單，操作可靠，可用各種結構材料（主要是金屬材料）製造，能在高溫、高壓下使用，是目前應用最廣的類型。
結構 由殼體、傳熱管束、管板、折流板（擋板）和管箱等部件組成。殼體多為圓筒形，內部裝有管束，管束兩端固定在管板上。進行換熱的冷熱兩種流體，一種在管內流動，稱為管程流體；另一種在管外流動，稱為殼程流體。為提高管外流體的傳熱分系數，通常在殼體內安裝若干擋板。擋板可提高殼程流體速度，迫使流體按規定路程多次橫向通過管束，增強流體湍流程度。換熱管在管板上可按等邊三角形或正方形排列。等邊三角形排列較緊湊，管外流體湍動程度高，傳熱分系數大；正方形排列則管外清洗方便，適用於易結垢的流體。