化工原理课程设计(煤油换热器)教材
合集下载
- 1、下载文档前请自行甄别文档内容的完整性，平台不提供额外的编辑、内容补充、找答案等附加服务。
- 2、"仅部分预览"的文档,不可在线预览部分如存在完整性等问题,可反馈申请退款(可完整预览的文档不适用该条件!)。
- 3、如文档侵犯您的权益，请联系客服反馈,我们会尽快为您处理(人工客服工作时间：9:00-18:30)。
– 锻炼学生的综合能力：资料查阅、知识综合应用、 理论计算、设备选型、绘制图形、编写说明书。 – 培养工程观念：理论→小试→放大。
• 要求：
– 设定大致框架，绘制工艺流程图； – 进行有关计算，得出设备主要尺寸和参数（换热器 直径，管数等，排布等）； – 根据计算结果绘制主体设备图形； – 编写设计说明书。
对流传热系数（相变）
3 、 对 流 传 热 系 数 （ 无 相 变 ）
2、平均温度差
并流：
逆流： 并流：
错流和折流时
错流和折流时的平均温度差
• 计算方法：
– （1）依逆流算出△tm'： – （2）△tm=ψ△t△t’m
• ψ——温度校正系数，无因次，=f（R，P） • 可通过图4-19查得。在设计时应选择ψ>0.9
• Wh(Hh1-Hh2)=Wc(Hc2-Hc1)=Q
1、传热系数K
• 传热系数K是表示换热设备性能的极为重 要的参数，是进行传热计算的依据。K的 大小取决于流体的物性、传热过程的操 作条件及换热器的类型等，K值通常可以 由实验测定，或取生产实际的经验数据， 也可以通过分析计算求得 。
列管式换热器中K值大致范围
P、R因子的查找
ψ
PP、R因子的查找 Nhomakorabea4、污垢热阻
• 换热器的传热表面在经过一段时间运行后，壁面 往往积一层污垢，对传热形成附加的热阻，称为 污垢热阻，这层污垢热阻在计算传热系数K时一 般不容忽视。由于污垢层的厚度及其热导率不易 估计，通常根据经验确定污垢热阻。若管壁内、 外侧表面上的污垢热阻分别用Rdi和Rd0表示，根 据串联热阻叠加原则
③接管尺寸
• 换热器中流体进、出口的接管直径按下式计算
Vs--流体的体积流量，m3/s； u --接管中流体的流速，m/s。
流速u的经验值为: 对液体：u=1.5～2 m/s； 对蒸汽：u=20～50 m/s； 对气体：u=(15～20)p/ρ； 式中p为压强，单位为atm ； ρ为气体密度，单位为kg/m3
二、列管式换热器的结构
• 1、管程结构
①换热管规格和排列的选择
换热管直径越小，换热器单位体积的传热面积越大。因此， 对于洁净的流体管径可取小些。但对于不洁净或易结垢的流 体，管径应取得大些，以免堵塞。考虑到制造和维修的方便， 加热管的规格不宜过多。目前我国试行的系列标准规定采用 和 两种规格。
• 按选定的管径和流速确定管子数目，再根 据所需传热面积，求得管子长度。实际所 取管长应根据出厂的钢管长度合理截用。 我国生产系列标准中管长有1.5m，2m，3m， 4.5m，6m和9m六种，其中以3m和6m更为 普遍。同时，管子的长度又应与管径相适 应，一般管长与管径之比，即L/D约为4～6
热流体 水 轻油 重油 气体 水蒸汽冷凝 水蒸汽冷凝 低沸点烃类蒸汽冷凝 高沸点烃类蒸汽冷凝 水蒸汽冷凝 水蒸汽冷凝 水蒸汽冷凝
冷流体 水 水 水 水 水 气体 水 水 水沸腾 轻油沸腾 重油沸腾
传热系数 K/(W· m² · K-1)
850～1700 340～910 60～280 17～280 1420～4250 30～300 455～1140 60～170 2000～4250 455～1020 140～425
2、流动空间的选择
3、流速的确定
4、流动方式的选择
• 除逆流和并流之外，在列管式换热器中 冷、热流体还可以作各种多管程多壳程 的复杂流动。当流量一定时，管程或壳 程越多，表面传热系数越大，对传热过 程越有利。但是，采用多管程或多壳程 必导致流体阻力损失，即输送流体的动 力费用增加。因此，在决定换热器的程 数时，需权衡传热和流体输送两方面的 损失。
iii 列管式换热器的设计和选用的计算步骤总结
• 设有流量为mh的热流体，需从温度T1冷却至T2，可用的冷 却介质入口温度t1，出口温度选定为t2。由此已知条件可算 出换热器的热流量Q和逆流操作的平均推动力。根据传热 速率基本方程
Q KAtm
当Q和△tm已知时，要求取传热面积A必须知K，则是由传热面积A的大小 和换热器结构决定的。可见，在冷、热流体的流量及进、出口温度皆已 知的条件下，选用或设计换热器必须通过试差计算，按以下步骤进行。
一些，但是传热面积就需要增加；为了减小传热面积，则需要
增加冷水量。两者是相互矛盾的。一般来说，水源丰富的地区 选用较小的温差，缺水地区选用较大的温差。不过，工业冷却 用水的出口温度一般不宜高于45℃，因为工业用水中所含的部 分盐类（如CaCO3、CaSO4、 MgCO3和MgSO4等）的溶解度随 温度升高而减小，如出口温度过高，盐类析出，将形成传热性 能很差的污垢，而使传热过程恶化。如果是用加热介质加热冷 流体，可按同样的原则选择加热介质的出口温度。
Ft-----结垢校正因数，无因次，对于φ25×2.5mm的管子，取为1.4， 对于φ19×2mm的管子，取为1.5； Np-----管程数； Ns-----串联的壳程数。
(2) 壳程流体阻力 现已提出的壳程流体阻力的计 算公式虽然较多，但是由于流体的流动状况比较复 杂，使所得的结果相差很多。下面介绍埃索法计算 壳程压强的公式
• 管子的排列方式有等边三角形和正方形两种。 与正方形相比，等边三角形排列比较紧凑，管 外流体湍动程度高，表面传热系数大。正方形 排列虽比较松散，传热效果也较差，但管外清 洗方便，对易结垢流体更为适用。
②管板
固定管板式换热器的两端管板采用焊接方法与壳体连接固定。 管板的作用是将受热管束连接在一起，并将管程和壳程的流
Ps ——壳程总阻力损失，
P0
——流过管束的阻力损失，
——流过折流板缺口的阻力损失， Fs-壳程阻力结垢校正系数，对液体可取Fs=1.15， 对气体或可凝蒸汽取Fs=1.0；
Ns-壳程数；
管束阻力损失 折流板缺口阻力损失
NB —— 折流板数目；
NTc——横过管束中心的管子数
对于三角形排列的管束，
污垢热阻Rd的大致范围
污垢热阻Rd
ii 流体流动阻力(压强降)的计算
• 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 他规格大换热器。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，参考下表 换热器操作压力P(Pa) <105 (绝压) 0～105 (表压) >105 (表压) 允许压降△P 0.1P 0.5P >5×104 Pa
具体要求
• 所有工作必需必须独立完成； • 9月15日完成计算，设计说明书草稿、主体设 备草图。 • 9月20日完成正式的设计说明书、主体设备图 和流程图。 • 说明书右边留30mm，用来标注参考文献，图 纸必须规范，标注清楚。 • 9月20日答辩。
化工原理课程设计题目
• 设计处理能力为 X吨煤油（正戊烷）/年 的列管换热器。
单管程
（管心距一般是管外径的1.25倍）
多管程
②折流挡板
• 安装折流挡板的目的是为提高管外表面传热系数，为取得良好 的效果，挡板的形状和间距必须适当。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，使湍动程度大为增加。 • 常用的折流挡板有圆缺形和圆盘形两种，前者更为常用。切去 的弓形高度约为外壳内径的10～40％，一般取25％，过高或过 低都不利于传热 。
1、初选换热器的规格尺寸
• ◆ 初步选定换热器的流动方式，保证温差修正 系数大于0.8，否则应改变流动方式，重新计算。
体分隔开来
。
③封头和管箱
封头 用于直径小的壳体。
管箱 用于直径大的壳体，也叫分配室。用以分配液体 和起封头的作用。压力较低时可采用平盖，压力较高时则 采用凸形盖，用法兰与管板连接。检修时可拆下管箱对管 子进行清洗或更换。
2、壳程结构
①壳体
• 换热器壳体的内径应等于或稍大于(对浮头式换热 器而言)管板的直径。根据计算出的实际管数、管 径、管中心距及管子的排列方法等，可用作图法 确定壳体的内径。
在设计时应选择09化工原理课程设计煤油换热器pr因子的查找p化工原理课程设计煤油换热器pr因子的查找化工原理课程设计煤油换热器4污垢热阻换热器的传热表面在经过一段时间运行后壁面往往积一层污垢对传热形成附加的热阻称为污垢热阻这层污垢热阻在计算传热系数k时一般不容忽视
化工原理课程设计
课程目的和要求
• 目的：
浮头式换热器
• 两端管板中只有一端与壳体固定，另一端可相对 壳体自由移动，称为浮头。浮头由浮头管板、钩 圈和浮头端盖组成，是可拆连接，管束可从壳体 内抽出。管束与壳体的热变形互不约束，因而不 会主生热应力。
U形管式换热器
• U形换热器的典型结构如图。这种换热器的结构特点是， 只有一块管板，管束由多根U形管组成，管的两端固定在 同一块管板上，管子可以自由伸缩。当壳体与U形换热管 有温差时，不会产生热应力。
一、设计方案的确定
• • • • • 1、换热器类型的选择 2、流动空间的选择 3、流速的确定 4、流动方式的选择 5、流体出口温度的确定
1、换热器类型的选择
• • • • 固定管板式换热器； 浮头式换热器； U形管式换热器； 其它
• 固定管板式换热器
固定管板式换热器管束连接在管板上，管板与壳体焊接。
为每一壳程的管子总数；
B - 折流板间距，m； D - 壳程直径，m； U0 - 按壳程流通截面积或按其截面积 计算所得的壳程流速，m/s； F - 管子排列形式对压降的校正系数，对三角形排列F=0.5， 对正方形排列F=0.3，对正方形斜转45°，F=0.4； f0 - 壳程流体摩擦系数
对于正方形排列的管束，
列管换热器等传热计算
挡板
设计说明书的内容
– – – – – – – – – 1、目录； 2、设计题目及原始数据(任务书)； 3、简述换热器的类型和特点， 4、论述本换热流程结构的选择和材料选择； 5、有关换热器计算 6、设计结果概要(主要设备尺寸、衡算结果等); 7、主体设备设计计算及说明； 8、参考文献 ； 9、后计及其它．
三、列管式换热器设计计算
ⅰ传热计算
• 给定的条件
(1)热流体的入口温度T1、出口温度T2；
(2)冷流体的入口温度t1 、出口温度t2；
热平衡方程式是反映换热器内冷流体的吸热量 与热流体的放热量之间的关系式。由于换热器的
热散失系数通常接近1，计算时不计算散热损失，
则冷流体吸收热量与热流体放出热量相等 。
圆缺形
.圆盘形
两相邻挡板的距离(板间距)h为外壳内径D的 (0.2～1)倍。板间距过小，不便于制造和检修，阻 力也较大。板间距过大，流体就难于垂直地流过 管束，使对流传热系数下降。
• 我国系列标准中采用的挡板间距为：
固定管板式有100mm，150mm，200mm，300mm，450mm， 600mm，700mm七种 浮头式有100mm，150mm，200mm，250mm，300mm，350mm， 450mm（或480mm），600mm八种。
– 其中：化工1201 X=15×104吨/年煤油 化工1202 X=20×104吨/年煤油 化工1203 X=25×104吨/年煤油 其它为正戊烷
设计条件（煤油）
• 1、换热能力： X吨煤油／年 • 2、设备类型：列管换热器 • 3、操作条件：
• 煤油:入口温度130℃（学号1-10号）140℃（学号11-20号）， 150℃（学号21-30号），出口40℃； • 冷却介质，自来水，入口30℃，出口40℃。 • 允许压力降：不大于105Pa, • 煤油定性温度下的物性数据 ：密度825kg/m3；粘度 7.15×10-4pa.s； 比热容2.22kJ/(kg.℃），导热系数为01.4w/(m.c) • 每年按330天计算，每天24小时连续运行。
流动方式的选择
5、流体出口温度的确定
• 若换热器中冷、热流体的温度都由工艺条件所规定，则不存在 确定流体两端温度的问题。若其中一流体仅已知进口温度，则
出口温度应由设计者来确定。例如用冷水冷却一热流体，冷水
的进口温度可根据当地的气温条件作出估计，而其出口温度则 可根据经济核算来确定：为了节省冷水量，可使出口温度提高
(1) 管程流体阻力 管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得。 对于多程换热器，其总阻力 Δpt等于各程直管阻力、回弯阻 力及进、出口阻力之和。一般进、出口阻力可忽略不计，故 管程总阻力的计算式为
每程直管阻力； 每程回弯阻力
式中 ΔPi、ΔPr------分别为直管及回 弯管中因摩擦阻力引起的压强降， N/m2
• 要求：
– 设定大致框架，绘制工艺流程图； – 进行有关计算，得出设备主要尺寸和参数（换热器 直径，管数等，排布等）； – 根据计算结果绘制主体设备图形； – 编写设计说明书。
对流传热系数（相变）
3 、 对 流 传 热 系 数 （ 无 相 变 ）
2、平均温度差
并流：
逆流： 并流：
错流和折流时
错流和折流时的平均温度差
• 计算方法：
– （1）依逆流算出△tm'： – （2）△tm=ψ△t△t’m
• ψ——温度校正系数，无因次，=f（R，P） • 可通过图4-19查得。在设计时应选择ψ>0.9
• Wh(Hh1-Hh2)=Wc(Hc2-Hc1)=Q
1、传热系数K
• 传热系数K是表示换热设备性能的极为重 要的参数，是进行传热计算的依据。K的 大小取决于流体的物性、传热过程的操 作条件及换热器的类型等，K值通常可以 由实验测定，或取生产实际的经验数据， 也可以通过分析计算求得 。
列管式换热器中K值大致范围
P、R因子的查找
ψ
PP、R因子的查找 Nhomakorabea4、污垢热阻
• 换热器的传热表面在经过一段时间运行后，壁面 往往积一层污垢，对传热形成附加的热阻，称为 污垢热阻，这层污垢热阻在计算传热系数K时一 般不容忽视。由于污垢层的厚度及其热导率不易 估计，通常根据经验确定污垢热阻。若管壁内、 外侧表面上的污垢热阻分别用Rdi和Rd0表示，根 据串联热阻叠加原则
③接管尺寸
• 换热器中流体进、出口的接管直径按下式计算
Vs--流体的体积流量，m3/s； u --接管中流体的流速，m/s。
流速u的经验值为: 对液体：u=1.5～2 m/s； 对蒸汽：u=20～50 m/s； 对气体：u=(15～20)p/ρ； 式中p为压强，单位为atm ； ρ为气体密度，单位为kg/m3
二、列管式换热器的结构
• 1、管程结构
①换热管规格和排列的选择
换热管直径越小，换热器单位体积的传热面积越大。因此， 对于洁净的流体管径可取小些。但对于不洁净或易结垢的流 体，管径应取得大些，以免堵塞。考虑到制造和维修的方便， 加热管的规格不宜过多。目前我国试行的系列标准规定采用 和 两种规格。
• 按选定的管径和流速确定管子数目，再根 据所需传热面积，求得管子长度。实际所 取管长应根据出厂的钢管长度合理截用。 我国生产系列标准中管长有1.5m，2m，3m， 4.5m，6m和9m六种，其中以3m和6m更为 普遍。同时，管子的长度又应与管径相适 应，一般管长与管径之比，即L/D约为4～6
热流体 水 轻油 重油 气体 水蒸汽冷凝 水蒸汽冷凝 低沸点烃类蒸汽冷凝 高沸点烃类蒸汽冷凝 水蒸汽冷凝 水蒸汽冷凝 水蒸汽冷凝
冷流体 水 水 水 水 水 气体 水 水 水沸腾 轻油沸腾 重油沸腾
传热系数 K/(W· m² · K-1)
850～1700 340～910 60～280 17～280 1420～4250 30～300 455～1140 60～170 2000～4250 455～1020 140～425
2、流动空间的选择
3、流速的确定
4、流动方式的选择
• 除逆流和并流之外，在列管式换热器中 冷、热流体还可以作各种多管程多壳程 的复杂流动。当流量一定时，管程或壳 程越多，表面传热系数越大，对传热过 程越有利。但是，采用多管程或多壳程 必导致流体阻力损失，即输送流体的动 力费用增加。因此，在决定换热器的程 数时，需权衡传热和流体输送两方面的 损失。
iii 列管式换热器的设计和选用的计算步骤总结
• 设有流量为mh的热流体，需从温度T1冷却至T2，可用的冷 却介质入口温度t1，出口温度选定为t2。由此已知条件可算 出换热器的热流量Q和逆流操作的平均推动力。根据传热 速率基本方程
Q KAtm
当Q和△tm已知时，要求取传热面积A必须知K，则是由传热面积A的大小 和换热器结构决定的。可见，在冷、热流体的流量及进、出口温度皆已 知的条件下，选用或设计换热器必须通过试差计算，按以下步骤进行。
一些，但是传热面积就需要增加；为了减小传热面积，则需要
增加冷水量。两者是相互矛盾的。一般来说，水源丰富的地区 选用较小的温差，缺水地区选用较大的温差。不过，工业冷却 用水的出口温度一般不宜高于45℃，因为工业用水中所含的部 分盐类（如CaCO3、CaSO4、 MgCO3和MgSO4等）的溶解度随 温度升高而减小，如出口温度过高，盐类析出，将形成传热性 能很差的污垢，而使传热过程恶化。如果是用加热介质加热冷 流体，可按同样的原则选择加热介质的出口温度。
Ft-----结垢校正因数，无因次，对于φ25×2.5mm的管子，取为1.4， 对于φ19×2mm的管子，取为1.5； Np-----管程数； Ns-----串联的壳程数。
(2) 壳程流体阻力 现已提出的壳程流体阻力的计 算公式虽然较多，但是由于流体的流动状况比较复 杂，使所得的结果相差很多。下面介绍埃索法计算 壳程压强的公式
• 管子的排列方式有等边三角形和正方形两种。 与正方形相比，等边三角形排列比较紧凑，管 外流体湍动程度高，表面传热系数大。正方形 排列虽比较松散，传热效果也较差，但管外清 洗方便，对易结垢流体更为适用。
②管板
固定管板式换热器的两端管板采用焊接方法与壳体连接固定。 管板的作用是将受热管束连接在一起，并将管程和壳程的流
Ps ——壳程总阻力损失，
P0
——流过管束的阻力损失，
——流过折流板缺口的阻力损失， Fs-壳程阻力结垢校正系数，对液体可取Fs=1.15， 对气体或可凝蒸汽取Fs=1.0；
Ns-壳程数；
管束阻力损失 折流板缺口阻力损失
NB —— 折流板数目；
NTc——横过管束中心的管子数
对于三角形排列的管束，
污垢热阻Rd的大致范围
污垢热阻Rd
ii 流体流动阻力(压强降)的计算
• 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 他规格大换热器。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，参考下表 换热器操作压力P(Pa) <105 (绝压) 0～105 (表压) >105 (表压) 允许压降△P 0.1P 0.5P >5×104 Pa
具体要求
• 所有工作必需必须独立完成； • 9月15日完成计算，设计说明书草稿、主体设 备草图。 • 9月20日完成正式的设计说明书、主体设备图 和流程图。 • 说明书右边留30mm，用来标注参考文献，图 纸必须规范，标注清楚。 • 9月20日答辩。
化工原理课程设计题目
• 设计处理能力为 X吨煤油（正戊烷）/年 的列管换热器。
单管程
（管心距一般是管外径的1.25倍）
多管程
②折流挡板
• 安装折流挡板的目的是为提高管外表面传热系数，为取得良好 的效果，挡板的形状和间距必须适当。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，使湍动程度大为增加。 • 常用的折流挡板有圆缺形和圆盘形两种，前者更为常用。切去 的弓形高度约为外壳内径的10～40％，一般取25％，过高或过 低都不利于传热 。
1、初选换热器的规格尺寸
• ◆ 初步选定换热器的流动方式，保证温差修正 系数大于0.8，否则应改变流动方式，重新计算。
体分隔开来
。
③封头和管箱
封头 用于直径小的壳体。
管箱 用于直径大的壳体，也叫分配室。用以分配液体 和起封头的作用。压力较低时可采用平盖，压力较高时则 采用凸形盖，用法兰与管板连接。检修时可拆下管箱对管 子进行清洗或更换。
2、壳程结构
①壳体
• 换热器壳体的内径应等于或稍大于(对浮头式换热 器而言)管板的直径。根据计算出的实际管数、管 径、管中心距及管子的排列方法等，可用作图法 确定壳体的内径。
在设计时应选择09化工原理课程设计煤油换热器pr因子的查找p化工原理课程设计煤油换热器pr因子的查找化工原理课程设计煤油换热器4污垢热阻换热器的传热表面在经过一段时间运行后壁面往往积一层污垢对传热形成附加的热阻称为污垢热阻这层污垢热阻在计算传热系数k时一般不容忽视
化工原理课程设计
课程目的和要求
• 目的：
浮头式换热器
• 两端管板中只有一端与壳体固定，另一端可相对 壳体自由移动，称为浮头。浮头由浮头管板、钩 圈和浮头端盖组成，是可拆连接，管束可从壳体 内抽出。管束与壳体的热变形互不约束，因而不 会主生热应力。
U形管式换热器
• U形换热器的典型结构如图。这种换热器的结构特点是， 只有一块管板，管束由多根U形管组成，管的两端固定在 同一块管板上，管子可以自由伸缩。当壳体与U形换热管 有温差时，不会产生热应力。
一、设计方案的确定
• • • • • 1、换热器类型的选择 2、流动空间的选择 3、流速的确定 4、流动方式的选择 5、流体出口温度的确定
1、换热器类型的选择
• • • • 固定管板式换热器； 浮头式换热器； U形管式换热器； 其它
• 固定管板式换热器
固定管板式换热器管束连接在管板上，管板与壳体焊接。
为每一壳程的管子总数；
B - 折流板间距，m； D - 壳程直径，m； U0 - 按壳程流通截面积或按其截面积 计算所得的壳程流速，m/s； F - 管子排列形式对压降的校正系数，对三角形排列F=0.5， 对正方形排列F=0.3，对正方形斜转45°，F=0.4； f0 - 壳程流体摩擦系数
对于正方形排列的管束，
列管换热器等传热计算
挡板
设计说明书的内容
– – – – – – – – – 1、目录； 2、设计题目及原始数据(任务书)； 3、简述换热器的类型和特点， 4、论述本换热流程结构的选择和材料选择； 5、有关换热器计算 6、设计结果概要(主要设备尺寸、衡算结果等); 7、主体设备设计计算及说明； 8、参考文献 ； 9、后计及其它．
三、列管式换热器设计计算
ⅰ传热计算
• 给定的条件
(1)热流体的入口温度T1、出口温度T2；
(2)冷流体的入口温度t1 、出口温度t2；
热平衡方程式是反映换热器内冷流体的吸热量 与热流体的放热量之间的关系式。由于换热器的
热散失系数通常接近1，计算时不计算散热损失，
则冷流体吸收热量与热流体放出热量相等 。
圆缺形
.圆盘形
两相邻挡板的距离(板间距)h为外壳内径D的 (0.2～1)倍。板间距过小，不便于制造和检修，阻 力也较大。板间距过大，流体就难于垂直地流过 管束，使对流传热系数下降。
• 我国系列标准中采用的挡板间距为：
固定管板式有100mm，150mm，200mm，300mm，450mm， 600mm，700mm七种 浮头式有100mm，150mm，200mm，250mm，300mm，350mm， 450mm（或480mm），600mm八种。
– 其中：化工1201 X=15×104吨/年煤油 化工1202 X=20×104吨/年煤油 化工1203 X=25×104吨/年煤油 其它为正戊烷
设计条件（煤油）
• 1、换热能力： X吨煤油／年 • 2、设备类型：列管换热器 • 3、操作条件：
• 煤油:入口温度130℃（学号1-10号）140℃（学号11-20号）， 150℃（学号21-30号），出口40℃； • 冷却介质，自来水，入口30℃，出口40℃。 • 允许压力降：不大于105Pa, • 煤油定性温度下的物性数据 ：密度825kg/m3；粘度 7.15×10-4pa.s； 比热容2.22kJ/(kg.℃），导热系数为01.4w/(m.c) • 每年按330天计算，每天24小时连续运行。
流动方式的选择
5、流体出口温度的确定
• 若换热器中冷、热流体的温度都由工艺条件所规定，则不存在 确定流体两端温度的问题。若其中一流体仅已知进口温度，则
出口温度应由设计者来确定。例如用冷水冷却一热流体，冷水
的进口温度可根据当地的气温条件作出估计，而其出口温度则 可根据经济核算来确定：为了节省冷水量，可使出口温度提高
(1) 管程流体阻力 管程阻力可按一般摩擦阻力公式求得。 对于多程换热器，其总阻力 Δpt等于各程直管阻力、回弯阻 力及进、出口阻力之和。一般进、出口阻力可忽略不计，故 管程总阻力的计算式为
每程直管阻力； 每程回弯阻力
式中 ΔPi、ΔPr------分别为直管及回 弯管中因摩擦阻力引起的压强降， N/m2