浙江师范大学-白马非马43换热器设计说明书

1、目录第 1 章 换热器概述. -1.1 换热器概述. -1.2 换热器选型. -1.2.1 选型标准. -1.2.2 类型与特点. -第 2 章 管壳式换热器选型. -111113333344455555666677789-2.12.2物流流程的选择. -流体的相关设计. -2.2.12.2.22.2.3流体流速的选择. -方式的选择. -流体出口温度的选择. -2.3换热管设计. -2.3.12.3.22.3.32.3.42.3.52.3.62.3.7换热管规格. -管长. -管程数. -换热管中心距. -排列方式. -折流板. -裕量. -2.4换热器选型. -2.4.12.4.22.4.

2、32.4.42.4.52.4.6换热介质流程. -换热介质终点温差. -换热介质流速. -换热器管壳层压降. -传热膜系数. -污垢系数. -2.5换热器选型表示方法. -第 3 章 氨水换热器设计. -12121212121313131313141414153.13.2设计条件的确定. -主要物性数据的确定. -3.2.1 定性温度的确定. -3.2.2 流体有关物性数据. -设计过程计算. -3.33.3.13.3.23.3.33.3.43.3.53.3.63.3.73.3.8类型选择. -温度. -. -传热面积. -传热系数. -. -接管. -壁厚. -3.3.9 法兰. -3.4

3、换热器核算. -3.4.1 压强降核算. -3.4.2 传热系数核算. -3.5 换热器设计结果汇总. -3.6 使用软件进行辅助设计 E0101. -1516161720212122274747484848484848494949495050515151525557575762-3.6.13.6.23.6.3换热器选型软件. -EDR 选型结果. -换热器强度校核. -第 4 章 碳酸氢铵换热器设计. -4.14.2设计条件的确定. -主要物性数据的确定. -4.2.1 定性温度的确定. -4.2.2 流体有关物性数据. -设计过程计算. -4.34.3.14.3.24.3.34.3.44.

4、3.54.3.64.3.74.3.84.3.9类型选择. -温度. -. -传热面积. -传热系数. -. -接管. -壁厚. -法兰. -4.4换热器核算. -4.4.1 压强降核算. -4.4.2 传热系数核算. -换热器设计结果汇总. -4.54.6 使用软件进行辅助设计 E0202. -4.6.14.6.24.6.3换热器选型软件. -EDR 选型结果. -换热器强度校核. -附录 换热器选型一览. - 1第 1 章 换热器概述1.1 换热器概述换热器能在不同温度的流体间进行热能的传递，达到一定的节能效果。被换热的两种或两种以上的流体中，高温物体将热量传递给低温物体，使流体温度达到流程

5、规定的指标，以满足过程工艺的需要，且提高能量利用率。换热器可作为加热器、冷却器、冷凝器、蒸发器和再沸器等，应用甚为广泛。由于生产规模，物料性质，传热要求等各种不同，换热器的类型也是多种多样。由于间壁式换热器可使冷，热流体在不相混合的情况下进行能量交换，在化工生产中较多使用。间壁式换热器又可分为夹套式换热器、沉浸式蛇管换热器、喷淋式换热器、管式换热器、壳式换热器等；在管壳式换热器中又可分为固定管式换热器、头式换热器和 U 形管式换热器。1.2 换热器选型1.2.1 选型标准化工设备设计全书换热器工艺设计-孙兰义热交换器GB/T 151-2014热交换器型式与基本参数1.2.2 类型与特点根据分离

6、及利用生产工艺的特点，我们选择管壳式换热器，管壳式换热器的主要形式大致可分为固定管板式、浮头式、U 型管式、外填料函式、滑动管板式、双管板式及薄管板式几种。管壳式换热器是把管子和管板连接，再用壳体固定。其优缺点如表 1-1 所示。表 1-1 常见换热器的特点比较名称特点相对费耗用金属（kg/m2）固定管板式换热器(1) 结构简单、制造成本低，但壳侧不易 或检修，所以壳程必须走清洁且不易结垢的流体;(2) 当两流体温差较大时，可采用具有膨胀节的壳体;(3) 不宜用于两流体温差过大（一般要<70）和壳程 过高的场合。1.030浮头式换热器(1) 克服了固定式的缺点，管束的热膨胀不受壳体的约束

7、，检修和 只要将整个管束抽出即可;(2) 结构复杂，安装时浮头端泄露不好控制;(3) 适用于冷热流体温差较大，壳程介质腐蚀强、易结垢的情况。1.246U 型管式换热(1) 结构较浮头简单，但是管程不易清洗，且每根管流程不同，不均匀;(2) 造价高;(3) 适用于高温高压情况下，不适合做大直径设备。1.28-外填料函式换热器(1) 具有浮头式换热器优点，又克服了固定式换热器的缺点，结构简单， 制造方便，易于检修和 ;(2) 适合于壳程 不高、较严重腐蚀的介质、温差较大而经常要更换管束的冷却器。1.01-第 2 章 管壳式换热器选型2.1 物流流程的选择选择原则：净或易结垢的液体宜走管程，因管内方

8、便，但 U 形管式的不宜走管程；腐蚀性流体宜走管程，以免管束和壳体同时受到腐蚀； 以减小过高的流体宜走管程，以免壳体承受；饱和蒸汽宜走壳程，饱和蒸汽比较清洁，而且冷凝液容易排出； 被冷却的流体宜走壳程，便于散热；若两流体温差大，对于刚性结构的换热器，宜将对流传热系数大的流体通入壳程，；流量小而黏度大的流体一般壳程为宜，因在壳程 Re>100 即可达到湍流。具体选择：对于高温物流一般走管程，从而节省保温层和减少壳体厚度，但是有时为了物料的散热，增强冷却效果，也可以使高温流体走壳程；对于较高的物流应该走管程；粘度较大的流体应该走壳程，在壳程可以得到较高的传热系数；对于降有特定要求的工艺物流应

9、走管程，因管程的传热系数和压降计算误差较小；流量较小的物流应走壳程，易使物流形成湍流状态，从而增加传热系数；对于具有腐蚀性的物流走管程，否则对壳程和管程都会造成腐蚀； 对于 流体宜走管程，使泄漏机会减少。2.2 流体的相关设计2.2.1 流体流速的选择流体流速一方面影响着传热系数 K 进而波及所需传热面积的大小，另一方面设计流体通过换热器的阻力损失，因此，应权衡经济上的损失，选择合适的流体流速，表列出了一些工业上使用的管壳式换热器内常用的流速范围。表 2-1 管壳式换热器内常用的流速范围2.2.2方式的选择当冷、热流体的温度相同时，逆流操作的平均推动力大于并流，因而相同传热流率，所需的传热面积

10、比较小。此外，对于一定的流体温度 T1，T2 采用并流，冷流体的最高极限出口温度为热流体的出口温度 T2。反之，若采用逆流，冷流体的最高极限出口温度可为热流体的进口温度 T1。如果换热的目的是单纯的冷却，逆流操作时，冷却介质温升可选择较大的数值，因而冷却介质用量可以较少，如果换热的目的是回收热量，逆流操作的温位（即出口温度 T2）可以较高，因而可利用价值较大。显然在一般情况下，逆流操作总是优于并流，应尽量采用逆流。但是在某些对流体出口温度有严格限制的特殊情况下，例如热敏性物料的解热过程，为避免物料出进口温度过高而影响该质量，可采用并流操作。除逆流和并流操作之外，在流体种类管程流速/（m/s）壳

11、程流速/（m/s）低黏度流体0.530.21.5易结垢流体>1>0.5气体530315管壳式换热器中，冷、热流体还可以作各种多管程的复杂（涉及冷、热物流之间的折流和错流）。当流体采用多管程或多壳体形式时，流量一定，管程或壳程数越多，流体流速越大。另外，此种形式下冷、热流体的对数平均温度差需要加以修正。2.2.3 流体出口温度的选择若在换热器中冷热流体温度都由工艺条件确定，就不存在确定流体出口温度的问题。当工艺流体被加热或冷却时，通常加热剂或冷却剂进口温度已知，出口温度需要进行选择，而选择必受技术和经济双重制约。2.3 换热管设计2.3.1 换热管规格在选择管道规格时，通常选用 19

12、 mm 的管子；对于易结垢的物料，为方便，采用外径 25 mm 或 38 mm 的管子；对于有气液两相流的工艺物流或者物流流量较大工艺物流，一般选用较大的管径。为了制造和维修的方便，我国目前试行的系列标准规定采用 19 mm×2 mm 和 25 mm×2.5 mm；两种规格的管子，管长有 1.5 m、2.0 m、3.0 m、6.0 m。表 2-2 换热管规格表材料换热管标准管子规格/mm外径壁厚碳钢 低合金钢GB/T 8163GB 9948143022.530502.53573.5不锈钢GB 13296GB 9948GB/T 1497614301.02.030502.03.

13、057铝 铝合金GB/T 6893342.03.536505055铜GB/T 1527101.03.011181930铜合金GB/T 889010121.03.01218182525282.3.2 管长在满足设计要求的前提下，尽量选用较短的管子，以降低压降。2.3.3 管程数随着管程数增加，管内流速和传热系数均相应的增加，因此一般选在 12 或者 4 管程，不宜选用太高的管程数，以免降过大。2.3.4 换热管中心距中心距为管径的 1.251.5 倍，常用换热管中心距一般按照表 2-3 选取。表 2-3 换热管中心距/mm2.3.5 排列方式排列方式有正三角形，正方形直列和正方形错列排列。正三角

14、形排列更为紧凑，管外流体的湍动程度高，给热系数大，而正方形排列的管束清洗方便，对易结垢流体更为适用，如将管束旋转 45放置，也可提高给热系数。正方形错列正是二者的结合，同时具有两者的优点。图 2-1 正三角形排列2.3.6 折流板图 2-2 正方形错列排列图 2-3 正方形直列排列折流板可以改变壳程流体的方向，使其垂直于管束，获得较好的传热效果。对于 DN500 mm，选择一对；对于 DN5001000 mm，选择两对；对于 DN1000 mm， 选择三对以上。下表 2-4 为折流板标准间距表表 2-4 折流板标准间距表公称直径 DN管长折流板间距<500<300010020030

15、0450600换热管外径19253238换热管中心距25324048分程隔板槽两侧相邻管中心距38445260钛 钛合金GB/T 362510300.52.5304040502.3.7 裕量对于工艺物流间的换热，留有 40%50%的裕量；对于工艺物流与公用工程间的换热， 留有 15%25%的裕量。2.4 换热器选型2.4.1 换热介质流程介质走管程还是走壳程，应根据介质的性质及工艺要求，进行综合选择。以下是常用的介质流程安排。（1） 腐蚀性介质宜走管程，可以降低对外壳材料的要求；（2） 毒性介质走管程，泄露的概率小；（3）易结垢的介质走管程，便于和打扫；（4）较高的介质走管程，以减小对壳体机械

16、强度的要求；（5）温度高的介质走管程，可以改变材料，满足介质的要求；此外，由于流体在壳程内容易达到湍流（Re>100 即可，而在管内Re>10000 才是湍流）因而主张粘度较大、流量小的介质选在壳程，可提高传热系数。从压降考虑，也是雷诺数小的走壳程有利。本项目换热器设计时遵循以上原则，换热介质流程见换热器选型一览表。2.4.2 换热介质终点温差换热器的终端温差通常由工艺过程的需要而定，但在确定温差时，应考虑到对换热器的经济性和传热效率的影响。在工艺过程设计时，应使换热器在较佳范围内操作，一般认为理想终端温差如下。（1） 热端的温差，应在 20以上；（2） 用水或其他冷却介质冷却时，

17、冷端温差可以小一些，但不要低于 5；（3） 当用冷却剂冷凝工艺流体时，冷却剂的进口温度应当高于工艺流体中最高凝点组分的凝点 5以上；4500-6000600-8001500-1600150200300450600900-1300<60002003004506007500，90007501400-4506007507500，90001700-18007500，9000450600750（4） 空冷器的最小温差应大于 20；（5） 冷凝含有惰性气体的流体，冷却剂出口温度至少比冷凝组分低 5。本项目中，换热器设计遵循以上原则，循环水入水温度 30，循环水回水温度控制在40左右，低温水入水温度为

18、 7，低温水回水温度控制在 20；，高温介质根据全厂换热网络进行热量回收，回收方式有原料气预热，进料预热等，采取梯级冷却的原则。2.4.3 换热介质流速流速提高，流体湍流程度增加，可以提高传热效率有利于冲刷污垢和沉积，但流速过大，磨损严重，甚至造成设备振动，影响操作和使用速如表 2-4 所示：，能量消耗亦将增加。换热介质经验流本项目设计中，换热器选型时控制换热器的流速在经验范围内，换热器内冷、热流股的流态均应为湍流态。表 2-4 换热介质经验流速2.4.4 换热器管壳层压降降一般考虑随操作不同而有一个大致的范围。降的影响因素较多，但希望换热器的降在下述参考范围内或附近。表 2-5 换热器常见压

19、降表本项目设计中保证出口绝压小于 0.1 MPa（真空条件），压降不大于进口压强的 40%，出口绝压大于 0.1 MPa，压降不大于进口压强的 20%。2.4.5 传热膜系数传热面两侧的传热膜系数相差很大时，值较小的一侧将成为控制传热效果的主要因素，操作P降 P真空（00.1MPa 绝压）p/1000.7（MPa 表压下同）p/20.071.00.035（MPa 下同）1.03.00.0350.183.08.00.070.25流体在直管内常见适宜流速壳程内的常见适宜流速物质流速（m/s）物质流速（m/s）冷却水（淡水）0.73.5水及水溶液0.51.5冷却用海水0.72.5低粘度油类0.41.

20、0低粘度油类0.81.8高粘度油类0.30.8高粘度油类0.51.5油类蒸汽3.06.0油类蒸汽5.015.0气液混合流体0.53.0气液混合流体2.06.0设计换热器时，应尽量增大传热膜系数较小的这一侧，最好能使两侧的值大体相等。计算传热面积时，常以小的一侧为基准。增加值的方法有：（1）缩小通道截面积，以增大流速；（2）增设挡板或促进产生湍流的物；（3） 管壁上加翅片，提高湍流程度也增大了传热面积；（4） 糙化传热表面，用沟槽或多孔表面，对于冷凝、沸腾等有相变的传热过程来说， 可获得大的膜系数。本项目中传热系数根据传热膜系数，固壁热阻和垢层热阻进行计算。2.4.6 污垢系数换热器使用中会在壁

21、面产生污垢，这是常见的事，在设计换热器时应予认真考虑。由于目前对污垢造成的热阻尚无可靠的公式，不能进行定量计算，在设计时要慎重考虑流速和壁温的影响。选用过大的安全系数，有时会适得其反，传热面积的安全系数过大，将会出现流速下降，自然的“去垢”作用减弱，污垢反会增加。有时在设计时，考虑到有污垢的最不利条件，但新开工时却无污垢，造成过热情况，有时更有利于真的结构，所以不可不慎。应在设计时，从工艺上降低污垢系数，如改进水质，消除死区，增加流速，防止局部过热等。本项目设计中根据流体介质的特性，设置污垢热阻为 0.00017 m2K/W，及 0.000086m2K/W，其中循环水设置污垢热阻为 0.000

22、034 m2K/W，其他气体介质设置污垢热阻为0.000017 m2K/W。2.5 换热器选型表示方法（1）管壳式热交换器型号，参照 GB 151-2012结构型式用三个拉丁字母依次表示前端管箱、壳体和后端结构（包括管束）三部分，详细分类如图型号有型式、公称直径、设计管束等级等字母代号组合表示。、换热面积、公称长度、换热管外径、管壳程数、××× DN 𝑃𝑇 𝐴 𝐿𝑁 𝑁𝑇 (或)𝑃𝑆𝐷𝑁&#

23、119878;采用碳素钢、低合金钢冷拔，其管束分为、类，一级管束采用较高级、高级冷拔钢管，二级采用普通冷拔。管/壳程数，单壳程时，只写𝑁𝑇。LN-换热管公称长度（m）,D-换热管外径（mm），当采用Al、Cu、Ti 换热管时，应在𝐿𝑁后面加材料符号，如𝐿𝑁 Cu。𝐷𝐷公称换热面积(m2)。管/壳程设计（MPa）,相等时，只写𝑃𝑇。公称直径（mm），对于釜式重沸器用分数表示，母为圆筒内直径。为管箱内直径，分第一个字母代表前端管箱型式； 第

24、一个字母代表壳体型式；第一个字母代表后端结构型式。（2）管壳式换热器的名称构造一览表（3）示例固定管板式换热器封头管箱，公称直径 700mm，管程设计为 2.5MPa，壳程设计为 1.6MPa，公称换热面积 200m2，公称长度 9m，换热管外径 25mm，单管程，单壳程的固定管板式换热器，碳素符合 NB/T 47019 规定，其型号为：2.59BEM700 200 1 1.625浮头式换热器平盖管箱，公称直径 500mm，管程和壳程设计均为 1.6MPa，公称换热面积 54m2，公称长度为 6m，换热管外径 25mm，4 管程，单壳程的浮头式换热器，碳素47019 规定，其型号为：均符合 N

25、B/T6AES500 1.6 54 4 25第 3 章 氨水换热器设计3.1 设计条件的确定表 3-1换热器设计条件3.2 主要物性数据的确定3.2.1 定性温度的确定壳程的定性温度为：𝑡 = 20+6 = 13 2管程的定性温度为：𝑡 = 1+6.5 = 3.75 23.2.2 流体有关物性数据表 3-2 壳程流体及管程流体的物性项目壳程管程密度（ kg/m3）940.6041000黏度（Pa.s）0.0008670.00107导热系数（W/（m.K）0.58390.5689比热（ kJ/（kg·K ）3.8334.212操作条件参数壳程管程介质稀氨

26、水冷却水质量流量/（kg/h）1950045000进口温度/201出口温度/66.5进口/MPa0.10.1出口/MPa0.10.13.3 设计过程计算3.3.1 类型选择选择工业上最常见的管壳式换热器中的管板式换热器，封头为椭圆形封头，单管程，后管箱为椭圆形。3.3.2 温度该换热器的壳程工作温度为 620，管程工作温度为 16.5，热端温差大于 10，冷端温差大于 5，温差符合工业实际。设计温度以工作温度为依据，一般为工作温度+（1530）。这里取壳程的设计温度为 25，管程设计温度为 5。3.3.3该换热器的操作为壳程 1 bar，管程 1 bar。换热器的设计为设计温度下的最大工作，一

27、般为正常工作的 1.1 倍。这里取壳程设计为 1.1 bar，管程设计为1.1 bar。公称为 0.2 MPa。EDR 中换热器的压降设置为自动默认值，也可自己设置压降，出口绝压小于 0.1 MPa（真空条件），压降不大于进口压强的 40%，出口绝压大于 0.1 MPa，压降不大于进口压强的 20%。3.3.4 传热面积（1）根据公式来初步估算传热面积式中：Q 为热负荷，WK 为总传热系数，W/（m2·K）（3-1）𝑄 = 𝐾𝐴 𝑡𝑚m2A 为传热面积,tm 为两物流之间的平均温度差, °C（2

28、）计算热负荷和热蒸气量𝑄 = 𝑊𝐶𝑝（𝑇1 𝑇2）= 19.5 × 3.833 × （20 6） = 3456.85 𝑘𝑊𝑄453000= 60.34 𝑘𝑔/𝑠 = 2.17 × 105 𝑘𝑔/𝑊𝑐 =𝐶𝑝𝑐（𝑡1𝑡2）4.212&#

29、215;（6.51）（3）计算两流体的平均传热温差对于逆流，平均传热温差可用换热器两端流体温度的对数平均温差表示：(𝑇1𝑡2)(𝑇2𝑡1)(206.5)(61) 𝑡= 8.56°𝐶𝑚𝑙𝑛206.5𝑙𝑛𝑇1𝑡2𝑇2𝑡161式中：T1 为壳程热物流进口温度， T2 为壳程热物流出口温度， t1 为管程冷物流进口温度， t2 为管程冷物流出口温度， &#

30、119905;𝑚为对数平均传热温差，（4）估算传热面积假设 K = 120 W/m2·°C，则：𝑄11864.16= 11.55 𝑚2𝐴 =𝐾 𝑡𝑚8.56 × 1203.3.5 传热系数传热系数基于传热膜系数、固壁热阻和垢层热阻计算得到。其中传热膜系数和固壁热阻为 EDR 自动默认值。根据化工工艺手册（第四版）上册第 655 页，热水蒸气平均垢层热阻为 0.00034 m2K/W,盐类工艺物料的垢层热阻为 0.000086 m2K/W。3.3.6根据

31、EDR 推荐的设计方案，选择其中较为合理的一组。结合 GB/T 4715-92 规定，选择换热管内径为 19 mm，管厚为 2 mm，管心距为 24 mm，排列方式为正三角形。壳程公称直径（内径）为 200 mm，壁厚为 10 mm，换热管长度为 6000 mm。折流板形式为单弓形，圆缺率为 40%，间距为 260 mm，换热管数量为 47 根。其余参数为 EDR 默认值。3.3.7 接管（1）壳程流体接管：取接管内液体流速为𝑢1=2.0 m/s，则接管内径为： 19500 4×4𝑉 940.6043.14×2D1 = 148mmҵ

32、87;𝑈1圆整后可取管内径为 150 mm。（2）管程流体接管：取接管内液体流速为𝑢2=2.0 m/s，则接管内径为：45000= 4× 1000 4𝑉 =D= 203mm1𝜋𝑈13.14×2圆整后可取管内径为 200mm。（3）EDR 中圆整输入设置图 3-1 圆整结构参数输入设置（一）图 3-2圆整结构参数输入设置（二）3.3.8 壁厚（1）筒体壁厚当换热器受内压时，筒体壁厚可用下式计算：𝑝𝐷 =2 𝜎𝑡 𝑃&#

33、119888;所以0.23 × 600 = 8.13𝑚𝑚2 × 189 × 0.85 0.23取腐蚀裕量 2，圆整筒体壁厚为 10mm（2）封头壁厚封头计算厚度： =𝑃𝐶𝐷𝑖=0.23×600= 9.82𝑚𝑚2𝜎𝑡0.5𝑃𝐶2×189×0.850.5×0.23封头设计厚度：𝑐 = + 𝐶 = 9.42 +

34、 2 = 9.44𝑚𝑚封头名义厚度：𝑛 = 𝑐 + 𝐶1 + = 9.42 + 0.3 + = 9.73𝑚𝑚根据 GB151 规定，取厚度 10mm（3）管板厚度1 = 0.4𝑑𝑧𝑃𝑎/𝜎𝑡所以1 = 0.4 × 6000 × 0.1/189 = 28.82𝑚𝑚根据 GB151 最小厚度，圆整取管板厚度为 30mm3.3.9 法兰选配法兰

35、步骤：1.根据公称直径和设计，先初选法兰结构类型2.根据设计、设计温度、法兰材料，确定法兰公称3.根据公称工程直径和公称，验证法兰类型4.根据法兰的公称直径和公称，然后查标准确定法兰5.根据法兰型式、材料、设计温度等选配螺栓、螺母及垫片。所以选择标准法兰，整体法兰，由不同的公称直径选用相应的法兰。壳程流体管程流体法兰：DN540 HG 5010法兰：DN540 HG 50103.4 换热器核算3.4.1 压强降核算（1）管程压强降对于19mm × 2mm的管子， 管壳流通面积：574×𝜋×0.0152𝑛𝜋22A =

36、( )( 𝑑 ) = 0.0507𝑚𝑖𝑁42×4𝑝设管壁的粗糙度为 0.1mm，已知Re𝑖 = 7682；𝜀0.1= 0.00667𝑚𝑚𝑑𝑖150.230.23𝜀36.536.5 = 0.1 × ( +)= 0.1 × (0.00667 +)= 0.0257𝑑𝑅𝑒𝑖7682𝐿(𝜌&

37、#119906;𝑖2)4.52395.355 × 0.85972𝑃1 = 𝜆 𝑑 ×= 0.0257 ×× 0.015= 1269.67𝑃𝑎22𝑖(𝜌𝑢𝑖 2)1395.355 × 0.85972𝑃2 = 3 ×= 3 ×= 1148𝑃𝑎22𝐹𝑡 结垢校正因数，对19mm × 2

38、mm的管子，取 1.5。则管程降： 𝑃𝑖 = (𝑃1 + 𝑃2) 𝐹𝑡𝑁𝑠𝑁𝑃 = (1269.67 + 1148) × 1.5 × 2 × 2 = 14506𝑃𝑎（2）壳程降壳程流体的摩擦系数𝑓0：𝑓0 = 5𝑅𝑒00.228 = 5 × 186360.228 = 0.531由于管子为正三角形排列，故

39、 F=0.5横过管束中心线的管子数𝑛𝑐：𝑛𝑐 = 1.1𝑛 = 1.1574 = 26折流板数 NB：传热管长𝐿𝑁𝐵 = 1 =折流板间距𝐵4500 1 = 12350流体横过管束的降P1'：P '=Ff n (N +1) u02 =0.5×0.531×26×(12+1) 2561.985×1.1692 =2053Pa10 cB22流体通过折流板缺口的降𝑃2：2 × 0.

40、175 2561.985×1.16922 u02𝑃2 = 𝑁𝐵 (3.5 )= 12 (3.5 )= 1526Pa𝐷220.7壳程降后的结垢校正因数，对液体取𝐹𝑠 = 1.15，𝑁𝑠 = 2。则壳程降： 𝑃𝑖 = (𝑃1 + 𝑃2) 𝐹𝑠𝑁𝑠 = (2053 + 1526) × 1.15 × 2 = 8232&#

41、119875;𝑎经上述压降核算，可判定该换热器的管程和壳程降均符合要求。图 3-3管/壳程压降一览3.4.2 传热系数核算（1）管内表面传热系数i管程为热物流，无相变传热，则管程表面传热系数为𝜆𝑖𝛼 = 0.023𝑅𝑒0.8𝑃𝑟𝑛𝑖𝑑𝑖此公式的适用范围是：低粘度流体： < 2.0´10-3 Pa × s雷诺数： Re > 10000普朗特数： 0.6 < Pr <

42、; 160l管长管径之比：> 50d管程流体被冷却， n = 0.3管程流体的流通截面积> 50 为：dlA = ´ 0.0152 ´ 602 = 0.0532m2i42管程流量 mc 为： 𝑚𝑐 = 45000𝑘𝑔/管程流体流速ui 为： 𝑚𝑐 =45000𝑢= 2.14𝑚/𝑠𝑖𝜌𝑖𝐴𝑖1000 × 0.0532 × 3

43、600管程流体的雷诺数Rei 为：𝑑𝑖𝑢𝑖𝜌𝑖0.015 × 1.50 × 1000= 300000𝑅𝑒𝑖0.75 × 104𝜇𝑖管程流体的雷诺数Rei > 10000，适用于上述公式。普朗特准数Pri 为：Cp × i3.055´103 ´ 0.75´10-4Pr =i=i= 1.0430.21963以上各物性数据符合上式的适用范围，可用于计算

44、管程表面传热系数。则管程表面传热系数i𝜆𝑖𝛼 = 0.023𝑅𝑒0.8𝑃𝑟0.4 = 4586.7𝑊/(𝑚2 · 𝐾)𝑖𝑑𝑖（2）壳程表面传热系数0由克恩法计算可得：ö0.14æ0.5501/3 =0.36Re c Prç÷0dè w øe其中： 壳程流体的热导率，W / (m × K ) ；de 当量直径，m

45、；Re0 管外雷诺数；Pr 流体在定性温度下的普朗特数； 流体在定性温度下的粘度， Pa × s ；w 流体在壁温下的粘度， Pa × s则管子为正三角形排列时的当量直径为æöæö 3 34l -d4´´ 0.025 -´ 0.0192222ç0 ÷ç÷2424d = èø =èø = 0.0173me ´ 0.019d0壳程的流通截面积为æd0 öæ0.019 öA = BD

46、 ç1-÷ = 0.3´ 0.7 ´ç1- 0.025 ÷ = 0.02592m20èaøèø壳程流量 mh 由 Aspen Plus 模拟得到𝑚 = 19500𝑚/，壳层流速u0𝑉019500/940.604= 0.58𝑚/𝑠𝑢0𝐴00.02592则壳程流体的雷诺数Re0 为= deu0 0 = 0.0173´ 0.331´963.239 = 5710Re09.6

47、6´10-40公式中 Re0 的适应范围为1´10 10 ，符合公式要求。36普朗特数 Pr0 为Cp × 09.092 ´103 ´ 9.66 ´10-5=0= 6.104Pr01.43880粘度矫正ö0.14æ» 1ç ÷è w ø则壳程表面传热系数0𝜆𝑖𝜇0𝛼 = 0.023𝑅𝑒0.8𝑃𝑟13()0.14 = 4875.7Ү

48、82;/(𝑚2 · 𝐾)𝑖𝑑𝑖𝜇𝑤（3）污垢热阻和管壁热阻对于盐类流体，污垢热阻一般取 0.000086 m2K/W此换热器管程选用较高级冷拔碳钢传热管材料，其热导率约为 50W / (m2 × K ) ，则管壁热阻为：𝑏0.000086𝑅 =1.72 × 106𝑚2 · K/W𝑤𝜆50（4）总传热系数 KC 的确定：1= 2004𝑊/(Ү

49、98;2 · 𝐾)𝐾 =𝑐 𝑑0 1 𝑅𝑠𝑖𝑑0𝑅𝑤𝑑0𝑑𝑚𝛼𝑖𝑑𝑖 + 𝑑𝑖+ 𝑅so + 𝛼0经计算得到的 KC 与假设的𝐾𝑐 = 2000𝑊/(𝑚2 · 𝐾)

50、相近，所选用的换热器可以达到换热要求。（5）换热面积的裕度换热器所需要的换热面积 Ac 可用式𝑄𝐴 =𝐶𝐾 × 𝑡𝐶𝑚估算传热面积，则有：𝑄= 11.55𝑚2𝐴 =𝐶𝐾𝐶 × 𝑡𝑚换热器实际传热面积 Ap ：𝐴𝑝 = 𝜋𝑑0𝑙𝑁 = 16.6&

51、#119898;2则换热器的面积裕度 H 为：𝐴𝑝 𝐴𝑐16.6 11.55H = 0.4372𝐴𝑐11.55可见，该换热器的换热面积裕度合适，可以满足冷热物流的换热要求。3.5 换热器设计结果汇总表 3-3 换热器 E0101 结果汇总项目内容设备名称氨水换热器 E0101管程壳程介质进口冷却水稀氨水出口被加热的冷水被冷却的稀氨水质量流量（kg/h）4500019500操作温度/进口120出口6.56设计温度/525设计/MPa0.10.1热负荷/MW-5.657物料/MPa0.10.1污垢热阻(

52、m2.K)/W8.6 × 1058.6 × 105传热温差/8.56计算传热系数/W/(m.K)2004.17换热器形式固定管板式换热器型号6BEM200 0.1 16.6 119公称直径/mm200管程数13.6 使用软件进行辅助设计 E01013.6.1 换热器选型软件表 3-3 换热器设计使用软件列表在对工艺流程的换热器设计和选型中，先按照实际工业实施情况及成本因素，对车间进名称用途来源Aspen Plus V8.4换热器工艺参数设计Aspen Tech 公司Aspen Exchanger Design and Rating换热器结构设计Aspen Tech 公司换热

53、管长度/mm6000设计计结果换热管规格19mm×2mm换热管根数47中心排管数8管程流通面积/m20.0507传热面积/m216.6前端管箱形式B 型标准椭圆封头管箱后端结构形式M 型固定管板结构支座形式鞍式支座壳体壁厚/mm10封头壁厚/mm10管板厚度/mm30封头形式标准椭圆形封头曲面高度/mm100直边高度/mm25管程接管进口直径/mm150mm × 5mm出口直径/mm150mm × 5mm壳程接管进口直径/mm200mm × 10mm出口直径/mm200mm × 10mm管子排列方式正三角形材料16Mn行了热集成，优化了换热网络

54、，然后针对特定的换热任务，确定合适的换热工艺参数，并进行换热费用的优化，再根据标准 GB/T 151-2014、热交换器以及化工工艺设计手册（下）第四版，使用 Aspen Exchanger Design and Rating V8.4 进行换热设备的设计，以此为参考从工艺手册上选取换热器。3.6.2 EDR 选型结果（1）换热器结构校核图 3-4圆整后结构参数用 EDR 进行 rating，得结果如下：图 3-5 E0101 用 EDR 进行 rating 的结果同时使用 Aspen Exchange Design & Rating 进行辅助设计，所得结果如下图所示。图 3-6 E0

55、101 EDR 辅助设计结果（一）图 3-7 E0101 EDR 辅助设计结果（二）图 3-8 E0101 EDR 辅助设计结果（三）图 3-9 E0101 EDR 辅助设计结果（四）由上述计算结果可以看到，换热器换热面积为 16.6 m2，设计余量为 43.72%，符合设计要求；壳程流速为 0.58 m/s，管程流速为 2.14 m/s，满足经济流速范围，满足管壳层流速在湍流态；流态分布合理，无气液混合进出料；壳程压降为 8.238 kPa，降低 8.13 %，管程压降为 14.507 kPa，降低 14.32 %，出口绝压小于 0.1 MPa，压降不大于进口压强的40 %，压降在可接受范围内。传热系数基