化工原理课程设计碳八分离工段原料预热器设计说明书

1、化工原理课程设计（一） 化工 化工原理课程设计（一）碳八分离工段原料预热器设计说明书姓名： 班级：化工081学号：指导教师： 目 录目录一、设计任务书2二、概述及设计方案简介3（一）、碳八芳烃分离工艺简介3（二）、换热器简介4三、设计条件及主要物性参数6（一）、确定设计方案6（二）、确定物性参数6四、工艺设计计算8（一）、估算传热面积8（二）、工艺结构尺寸9（三）、换热器核算141.热流量核算142.传热管和壳体壁温核算193.换热器内流体阻力计算20五、设计自我评述24六、参考文献24七、主要符号表25八、附录26附录1 工艺尺寸图26附录2工艺流程图27一、设计任务书二、概述及设计方案简介

2、（一）碳八芳烃分离工艺简介碳八芳烃分离即c8芳烃分离，根据工业需要将碳八芳烃分离成单一组分或馏分的过程。c8芳烃分离的主要目的是活的经济价值较高的对二甲苯和邻二甲苯。因此，c8芳烃分离有常常与碳八芳烃异构化结合在一起，以获得更多的对、邻二甲苯。在个别情况下，也要分离出高纯度的乙苯、苯乙烯。各种c8芳烃间沸点很接近难以用一般的精馏方法分离，各种c8芳烃沸点如表所示。乙苯和邻二甲苯沸点与对、间二甲苯的相差较大，可以通过精馏的方法分离。c8芳烃分离工艺流程简图如图1，分离顺序是：经白土精制托除不饱和化合物后，首先蒸馏出沸点较低的乙苯，在蒸馏分出沸点较高的邻二甲苯。所余对二甲苯和间二甲苯混合物，可因熔

3、点不同，采用低温结晶或吸附法分离。分离出的乙苯，邻、间二甲苯颗单独进行化工利用，也可异构化。根据对产品种类要求的不同，还可采用其他分离程序。c8平衡组成白土精制精馏精馏乙苯或 吸 附结 晶对二甲苯异 构 化精馏精馏轻组分邻二甲苯c9及重组分c9及重组分c8芳烃图1 c8芳烃分离工艺流程简图（二）换热器简介换热器（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

4、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。（1）管式换热器它主要包括蛇管、套管和列管式换热器，结构较简单，加工制造比较容易，结构坚固，性能可靠，适用面广，下面主要讲述列管式换热器。 列管式换热器又称管壳式换热器，是最典型的坚壁式换热器，它的传热效果好，尤其在高温、高压和大型装置中采用更为普遍。管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。 为了提高壳程流体

5、流速，往往在壳体内安装一定数目与管束相垂直的折流挡板，折流挡板不仅可防止流体短路、增加流体流速，还迫使流体按规定路径多次错流通过管束，使湍流程度大为增加。 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，称为夺管程。同样，为提高管外流速，可在壳体内安装纵向挡板使流体多次通过壳体空间，称多壳程。列管式换热器主要有如下几种类型： 固定管板式换热器： 这类换热器的结构比较简单、紧凑、造价便宜，但管外不能机械清洗。此种换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两端，

6、并在其上连接有顶盖，顶盖和壳体装有流体进出口接管。通常在管外装置一系列垂直于管束的挡板。同时管子和管板与外壳的连接都是刚性的，而管内管外是两种不同温度的流体。因此，当管壁与壳壁温差较大时，由于两者的热膨胀不同，产生了很大的温差应力，以至管子扭弯或使管子从管板上松脱，甚至毁坏换热器。 为了克服温差应力必须有温差补偿装置，一般在管壁与壳壁温度相差50以上时，为安全起见，换热器应有温差补偿装置。但补偿装置（膨胀节）只能用在壳壁与管壁温差低于6070和壳程流体压强不高的情况。一般壳程压强超过0.6mpa时由于补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿的作用，就应考虑其他结构。 浮头式换热器： 换热器的一块管板

7、用法兰与外壳相连接，另一块管板不与外壳连接，以使管子受热或冷却时可以自由伸缩，但在这块管板上连接一个顶盖，称之为“浮头”，所以这种换热器叫做浮头式换热器。其优点是：管束可以拉出，以便清洗；管束的膨胀不变壳体约束，因而当两种换热器介质的温差大时，不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。其缺点为结构复杂，造价高。 填料函式换热器： 这类换热器管束一端可以自由膨胀，结构比浮头式简单，造价也比浮头式低。但壳程内介质有外漏的可能，壳程中不应处理易挥发、易燃、易爆和有毒的介质。 u型管式换热器： u形管式换热器，每根管子都弯成u形，两端固定在同一块管板上，每根管子皆可自由伸缩，从而解决热补偿问题。

8、管程至少为两程，管束可以抽出清洗，管子可以自由膨胀。其缺点是管子内壁清洗困难，管子更换困难，管板上排列的管子少。优点是结构简单，质量轻，适用于高温高压条件。（2）板式换热器 板式换热器是由一系列具有一定波纹形状的金属片叠装而成的一种新型高效换热器。各种板片之间形成薄矩形通道，通过半片进行热量交换。板式换热器是液液、液汽进行热交换的理想设备。它具有换热效率高、热损失小、结构紧凑轻巧、占 地面积小、安装清洗方便、应用广泛、使用寿命长等特点。但承压能力较低，工作介质的处理量小，且制造加工较复杂，成本高。三、设计条件及主要物性参数乙苯分离式碳八分离的第一步，采用精馏的方法进行。在原料预热器重，原料在换

9、热器重被水蒸气加热至沸点，然后送入精馏塔内进行分离。工艺物流组成（乙苯18%，对二甲苯18%，间二甲苯40%，邻二甲苯24%，以上均为摩尔分率）。由25 oc加热至161 oc，流量为5kmol/h，加热水蒸气压力为12kg/cm2. 要求管程和壳程压差均小于50kpa，试设计并选择标准式列管换热器。（一）、确定设计方案1.选择换热器类型预热器要求冷流体流量5kmol/h，进口温度为常温，设为（25 oc），出口温度为161 oc，加热水蒸气进口压力为12kg/cm2，差得对应饱和蒸汽温度为187.8 oc，出口温度不变，但发生相变，转化为水。由于该换热器的管壁温度和壳体温度有较大温差，故选用

10、浮头式换热器。2.流程安排实际生产中要求饱和蒸汽走管程，混合冷流体走壳程。采用逆流传热（二）、确定物性参数定性温度：对于一般气体和水等低粘度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。而查得c8芳烃混合流体的各组成粘度都很低，故管程混合液体的定性温度为 t=161+252=93（）壳程饱和蒸汽的定性温度为t=187.8（）根据定性温度分别查到管程和壳程流体的有关物性数据。对于混合液体来说，最可靠的物性数剧是实测值。若不具备此条件，应分别查出各组分的有关物性数据。然后根据物料的组成情况计算出混合物的物性参数。管程混合液在93 oc下的物性参数如下：表1 混合液93 oc下物性参数密度ll=809

11、kg/m3定压比热容cplcpl=1.95kj kg-1 k-1热导率ll=0.120w m-1  k-1粘度ll=0.34×10-3pa s加热水蒸气在压力为12kg/cm2即定性温度t=187.8oc下的物性参数如下表：表2 加热水蒸气在12kg/cm2下物性参数密度ll=6.1241kg/m3定压比热容cpgcpg=4.417 kj kg-1 k-1焓hg=2788.5 kj kg-1 k-1汽化热rw=1990.6 kj kg-1热导率g=0.675 w m-1

12、60; k-1粘度g=1.52×10-5pa s表3 冷流体摩尔组分乙苯对二甲苯间二甲苯邻二甲苯18%18%40%24%表4 流体主要物性参数c8芳烃沸点（oc）凝固点（oc）邻二甲苯144.411-25.182间二甲苯139.103-47.872对二甲苯138.35113.263乙苯136.186-94.975表5 设计条件冷流体加热水蒸气进口温度t125 oc187.8 oc出口温度t2161 oc187.8 oc定性温度tm93 oc187.8 oc四、工艺设计计算（一） 估算传热面积1.换热器的热流量 指在确定的物流进口条件下，使其达到规定的出口状态，冷流体和热流体

13、之间所交换的热量，或是通过冷、热体的间壁所传递的热量。在热损失可以忽略不计的条件下，对于无相变的物流，换热器的热流量由下式确定：=qmcpt式中热流量.w;qm工艺流体质量流量，kg/scp工艺流体的定压比热容kj kg-1 k-1t工艺流体温度变化，kqm=qvm3600m=mixi=m1x1+m2x2+m3x3+m4x4=106.16×18%+106.16×18%+106.16×40%+106.16×24%=106.16代入式得qm=5×106.163600=0.14744kg/st1=t2-t1=161-25=136k

14、热流量=qmcpt=0.14744×1.95×136=39.101kg/s=39.10kw2对于有相变化的单组份饱和蒸汽冷凝过程，则依冷凝蒸汽的冷凝热确定：i=diri 式中d为蒸汽冷凝质量流量，kg/sr为饱和蒸汽冷凝热，kj/kg则加热水蒸气的用量di=iri=39.10×1031990.6×103=0.019642(kg/s)3.平均传热温差平均传热温差是换热器的传热推动力。其值不但和流体的进出口温度有关，而且还与换热器内两种流体的流型有关。对于列管式换热器，常见的流型有3种：并流、逆流和折流。对于并流和逆流，平均传热温差均可用换热器两端流体温度的

15、对数平均温差表示， 即 ：式中逆流或并流的平均传热温差，k； 根据流型计算；折流情况下的平均传热温差可先按纯逆流情况计算，然后加以校正，即 tm=ttm逆 式中 折流情况下的平均传热温差，k； 温度校正系数；由于在相同德流体进出口温度下，逆流流型具有较大的传热温差，所以在工程上，若无特殊需要，均采用逆流。则平均传热温差按逆流计算得tm=t1-t2lnt1t2=187.8-25-（187.8-161）ln187.8-25187.8-161=75.44估算传热面积在估算传热面积时，可以根据冷热流的具体情况，参考换热器传热系数的大致范围，假设一k值，估算传热面积ap为ap=ktm式中 ap估算传热面

16、积，m2； k假设传热系数系数，w/（m2·k）； 平均传热温差，k假设k=500 w m-1  k-1，则估算得传热面积为ap=ktm=39.10×103500×75.4=1.03m2（二） 工艺结构尺寸1. 选择管径和管内流速由于管长及管程数均和管径及管内流速有关，故应首先确定管径及管内流速。目前国家内常用的换热管规格和尺寸偏差见表6表6 常用换热管的规格材料钢管标准外径×厚度/(mm×mm)级换热器级换热器外径偏差/mm壁厚偏差外径偏差/mm壁厚偏差碳钢gb 816310×1.50.15+12%-10%0.2

17、0+15%-10%14×219×225×225×2.50.200.0432×338×345×30.300.4557×3.50.8%10%1%+12%，-10%不锈钢gb 227010×1.50.15+12%-10%0.2015%14×219×225×20.200.4032×238×2.545×2.50.300.4557×3.50.8%1%若选择较小的管径，管内表面传热系数可以提高，而且对于同样的传热面积来说可以减小壳体直径。但管径小，流

18、动阻力大，清洗困难，设计可根据具体情况用适宜的管径。管内流速的大小对表面传热系数及压力降的影响较大，一般要求所选的流速应使流体处于稳定的湍流状态，即雷诺指数大于10000，对于传热热阻较大的流体后易结垢流体应选取较大的流速。另外还要考虑在所选的流速下，换热器应有适当的管长和管程数，并保证不会由于流体的动力冲击导致管子强烈振动而损坏换热器。选用𝝓=14×2较高级冷却传热管（碳钢），选取管内流速u1=1m/s2. 选取管长、确定管程数和总管数ns=qv4di2u式中 单程管子数目； qv单程流体的体积流量，m3/s; di传热管的内径，m； u管内流体流速，m/s；则按单

19、程传热管数ns=qv4di2u=5×106.163600×809×3.144×（0.014-2×0.002）2×1=2.323根依次可求出按单程换热器计算所得的管子长度： 式中 l按单程计算的管子长度，m； 管子外径，m；=1.033×3.14×0.014=7.81m按单程计算的管子太长，则应采用多管程，在选取管长时应注意合理利用材料，还要使换热器具有适宜的长径比。确定了每程管子长度取每根管的长度为2.5m=7.812.5=3.1244（管程）则换热器的总传热管数为=4×3=12根3. 平均传热温差校正及

20、壳程数若选用多管程换热器，可提高管内表面传热系数，但同时也增加了换热器的阻力，并损失部分传热温度。其中温差校正系数与流体的进出口温度有关，也与换热器的壳程数及管程数有关。这种情况下的平均传热温差由下式计算：r=热流体的温降冷流体的温升=t1-t2t2-t1p=冷流体的温升两流体的最初温差=t2-t1t1-t1式中 , 热流体进、出口温度，； ，冷流体进出、口温度，；则方案中r=热流体的温降冷流体的温升=t1-t2t2-t1=187.8-187.8161-25=0p=冷流体的温升两流体的最初温差=t2-t1t1-t1=161-25187.8-25=0.835对单侧温度变化流体，折流、并流、逆流的

21、平均传热温差相等。即=1，则tm=ttm逆=1×75.4=75.44. 传热管排列传热管在管板上的排列有三种基本形式，即正方形、正四边形和同心圆排列。传热管的排列应使其在整个管板上均匀而紧凑地分布，同时还有考虑流体性质，管箱结构及加工制造等方面等方面的要求。一般说来，正三角形排列在管板面积上课排较多的传热管，而且管外表面的表面传热系数较大。但正三角形排列时管外机械清洗较为困难，而且管外流体的流动阻力也较大。正方形排列在同样的管板面积上可配置的传热管最少，但管外易于进行机械清洗，所以当传热管外壁需要机械清洗时，常采用这种排列方法。同心圆排列方式的优点在于靠近壳体的地方管子分布较为均匀，

22、在壳体直径很小的换热器中可排列的传热管数比正三角形排列还多。由于壳外是清洁的饱和蒸汽，所以采用正三角形排列时，管子排列面积是一个正六边形，排在正六边形内传热管数为3a（a+1）+1 若设b为正六边形对角线上管子数目，则 b=2a+1 式中 热流体进、出口温度，； a冷流体进出、口温度，；而对于对本设计这种多程换热器，采用组合排列法。各程内采用正三角形排列，而在各程之间为了便于安装隔板，采用矩形排列方法。5.管心距板上两传热管中心距离称为管心距。管心距的大小主要与传热管和管板的连接方式有关，此外还要考虑到管板强度和清洗外管面所需的空间。 传热管和管板的链接方式有胀接和焊接两种，当采用胀接法，采用

23、过小的管心距，常会造成管板变形。而采用焊接法时，管心距过小，也很难保证焊接质量，因此管心距应有一定的数值范围，一般情况下，胀接时，取管心距t=(1.31.5)d0，焊接时，取t=1.25d0=0.0175 。 多管程结构中，隔板占有管板部分面积。一般情况下，隔板中心到离其最近一排管中心距离可用下式计算（mm）当do=14mm时 s=1.25×142+6=14.75 mm管心距 2s=2×14.75=29.5 mm6.管束的分程方法采用多管程，则需要在管箱中安装分程隔板。分程时，应使各程管字数目大致相等，隔板形式要简单，密封长度要短，一般采用偶数管程。管束分程方法常采用平行或

24、t式。7.壳体内径 换热器壳体内径取决于传热管数、管心距和传热管的排列方式。对于单程换热器： d=t（b-1）+（23）d0 式中 t 管心距，mm； d0传热管外径，mm；上式中，b的取值和管子的排列方式有关，对于正三角形排列b值为 对于正方形排列 多管程换热器壳体的内径还和管程数有关：d=1.05tnt/ 式中 管板利用率；在该设计中取=0.45 则壳体内径 d=1.05tnt/=1.05×14120.45=75.9mm 整圆可取100 mm8.折流板和支承板列管式换热器的壳程流体流通面积比管程流通面积大，故需设置折流板。折流板有横向折流板和纵向折流板两类，单壳程的换热器仅需设置

25、横向折流板，多壳程换热器不但需要横向折流板，而且需要设置纵向折流板。9.其它主要附件旁路挡板防冲挡板10.接管壳程流体进出口接管：取接管内气体1=6m/s 则接管内径 d1=4v1=4×0.0196426.1241×3.14×6=0.026m圆整后取管内径为26mm管程流体进出口接管：取接管内流体流速2=1m/s 则接管内径为d2=4v1=4×0.14744809×3.14×1=0.015m圆整后取接管内径为15mm。（三） 换热器核算1.热流量核算 热流量核算kc=1dohidi+ridodi+rwdodm+ro+1ho(21) 式

26、中 k传热系数，w/（m2·k）； ho壳程表面传热系数，w/（m2·k）；壳程污垢热阻，m2·k/w；管程污垢热阻，m2·k/w；传热管外径，m；传热管内径，m；传热管平均值径，m；hi管程表面传热系数，w/（m2·k）；(1)壳程流体无相变传热 采用简单方便得克恩法。克恩提出下式作为采用了弓形折行板时壳程表面传热系数的计算式ho=0.36dereo0.55pr13(/w)0.14(22) 正方形排列时 (23)三角形排列时 (24)式中t管间距，m传热管外径，m雷诺数reo=deuo uo=voso(25) (26)式中vo壳程流体的体积流

27、量m³/sso=bd(1-dot)(27)式中b折流板间距，m传热管外径，mt管间距，m对于b则b=0.3d=0.3×100=30mm圆缺高度h=0.25d=0.25×100=25mm折流板数nb=传热管长折流板间距-1=250030-1=82.383 块 (28)(2)壳程为饱和蒸汽冷凝devore基于努塞尔的理论公式，提出层流时的冷凝表面传热系数计算如下: 水平管束冷凝h*=ho22g31/3=1.51re1/3(29) 式中 h*无量纲冷凝表面传热系数； ho冷凝表面传热系数，w/（m2·k）； ，m=qmlns (30) (31)式中 qm冷凝液

28、的质量流量 kg/s；传热管长度，m；ns当量管数当量管数ns与传热管布置方式及总管数有关。正方形错列正方形直列三角形直列三角形错列 (32)垂直管束冷凝h*=ho22g31/3=1.88re-1/3(33)式中 ，m=qmdont (34) (35)以上两式仅适用于液膜眼管壁呈层流流动 即 4m2100在此方案中 reo=deuo uo=voso由式(24)得 de=432×0.01752-0.785×0.01423.14×0.014=0.0101m壳程流通截面积由(27)式 得so=bd1-dot=0.030×0.1×1-0.0140.01

29、75=0.0006m2uo=voso=0.14744÷8090.0006=0.30m/sreo=deuo=0.01×0.30×8090.34×10-3=7.1×103pr=cpu=1.95×103×0.34×10-30.120=5.525粘度校正 w0.141由式 得 ho=0.36×0.1200.010×71000.55×5.5251/3=1002.6w/ k(3)管程表面传热系数hi=0.023idire0.8prn(36) 当流体被加热时 当流体被冷却时适用条件：低粘度

30、流体（<2×103pa s）；雷诺数re>10000；普朗特数pr在0.6 160之间；管长管径之比l/d>50;管程流体流通截面积：si=0.785×0.012×12÷3=3.14×104壳程流体ui=0.019642÷6.12413.14×104=10m/sreo=deuo=0.01×10×6.12411.52×10-5=4.03×104pr=cpu=4.417×1.52×10-50.675=0.1hi=0.023×0.67

31、50.010×403000.8×0.10.4=2987.3w/m2 k(4)污垢热阻和管壁热阻管壁热阻取决于传热管壁厚的材料，其值为 (37)式中 b 传热管壁厚，m；管壁热导率，m·k/w；按教材中表（3-10）可取管外侧污垢热阻ro=1.76/(m2 k/kw)=0.000176/(m2 k/w)管内侧污垢热阻ri=0.14/(m2 k/kw)=0.000014/(m2 k/w)=50w/m k管壁热阻污垢热阻：rw=0.00250=0.00004(m2 k/w)(5)传热系数k由(21)式

32、计算k=111002.6+0.000176+0.00004×1412+0.00014×1410+12987.3×1410=530.58 w/m2 k(6)换热器面积裕度在规定热流量下，计算了传热系数kc和平均传热温差后，则与kc对应的计算得传热面积为 ac=1kctm (38)根据ac和ap，可求出该换热器的面积裕度 (39)式中 h 换热器的面积裕度；实际传热面积，m2；ac 计算传热面积，m2；为保证换热器操作的可行性，一般应使换热器的面积裕度大于15%20%。ac=39.10×103530.58×75.4=0.977m2该换热器

33、的实际传热面积apap=dolnt=3.14×0.014×2.5×12=1.32m2则换热器的面积裕度按 式计算为h=1.32-0.9770.977=35%传热面积裕度合适，该换热器能够温差生产任务。2. 传热管和壳体壁温核算对于稳定的传热过程，若忽略污垢热阻，则有=hhahtm-tm=hcactw-tm(40)tw=tm-hhah(41)tw=tm+hcac(42) 考虑到污垢热阻的影响则有：tw=tm-ah1hh+rh(43)tw=tm+qac(1hc+rc)(44)一般情况下，管壁温度可取为： (45) 当管壁热阻笑，可忽略不计，则可依下式计算管壁温度：tw

34、=tm1hc+rc+tm(1hh+rh)(1hc+rc+1hh+rh)(46)液体平均温度（过渡流及湍流）tm=0.4t1+0.6t2(47)tm=0.4t2+0.6t1(48)液体（层流阶段）及气体的平均温度tm=12（t1+t2）(49)tm=12（t2+t1）(50)式中，t1为热流体进口温度t2为热流体出口温度t1为热流体进口温度t2为热流体出口温度因为管壁很薄，且管壁热阻很小，故管壁温度按式(46)计算tw=tm1hc+rc+tm(1hh+rh)(1hc+1hh)(51)式中液体的平均温度tm和水蒸气平均温度分别按式(48)和式(49)计算tm=0.4×161+0.6

35、15;25=79.4tm=12t1+t2=187.8传热管平均壁温tw=tm1hc+tm(1hh)(1hc+1hh)=187.812987.3+79.4(11002.6)(12987.3+11002.6)=106.63壳体壁，可近似取为壳程流体的平均温度，即t=187.8t=187.8-106.6=81.2该温差较大，故需设温度补偿装置。由于换热器壳程流体要交高。因此，选用浮头式换热器是较为合理的。3. 换热器内流体阻力计算 （1）管程阻力 管程流体的阻力等于流体流经传热管的直管阻力和换热器管程局部阻力之和，即：pt=pi+prnsnpfs(52)式中pi单程直管阻力pt管程总阻力pr局部阻力

36、fs管程结垢校正系数，可近似取1.5ns 壳程数np管程数其中直管部分的阻力和局部阻力可分别计算如下：pi=ildi×u22(53)pr=u22(54)式中i摩擦系数u管内流速,m/sl传热管长度，m流体密度,kg/m3di传热管内径，m局部阻力系数,一般取3则在本设计中依式(52)得pt=pi+prnsnpfsns=1 np=2由re=4.03×104传热管相对粗糙度0.210=0.02查i=0.05,流速ui=10m/s =6.1241kg/m3所以pi=0.05×2.50.01×6.1241×1022=3827 papr=36.1241&

37、#215;1022=918.6 papt=3827+918.6×2×1×1.5=14236.8 pa<50000 pa管程流体阻力在允许范围之内。（2）壳程阻力当壳程装有弓形折流板时，计算阻力的方法较多。在工程中常用埃索法。埃索法如下：ps=(po+pi)fsns(55)式中ps壳程总阻力，papo流体流过管束的阻力，papi流体流过折流板缺口的阻力，pafs 壳程结垢校正系数 fs=1.15（对液体）1.0（对气体）ns壳程数其中，po=ffontc(nb+1)uo22(56)pi=nb3.5-2bduo22(57)ntc=1.1nt0.5 （正三角形排列

38、）1.19nt0.5 （正方形排列）式中nt每一壳程的管子总数；nb折流板数目;b折流板间距d换热器壳体内径uo壳程流体流过管束的最小速度按流通面积so=b(d-ntcd)计算f管子排列形式对阻力的影响，f=0.4 （正方形斜转45°）0.5 （正三角形）fo壳程流体摩擦因子fo=5.0re0-0.228(reo>500)(58)在本设计中，由式(55)得ps=(po+pi)fsnsfs=1 ns=1流体流经管束的阻力：po=ffontc(nb+1)uo22f=0.5 fo=5.0× 7100-0.228=0.6620 ntc=1.1×30.5=3.81 nb=83 uo=0.30 m/s po=ffontcnb+1uo22=0.5×0.6620×3.81×83+1×809×0.3022=3856.5 pa流体经过流板缺口的阻力：pi=nb3.5-2bduo22 b=0.030md=0.100mpi=nb3.5-2bduo22=833.5-2×0.0300.100809×0.1522=2190.7 pa总阻力ps=po+pifsns=3856.5+2190.7=6047.2 pa<50000 pa满足设计要求（3）换热器