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①粘度校正为(μo0.14)=0.95 μw②当量直径，管子为四边形角形排列时，依《化工单元过程及设备课程设计》P72，公式3-22得
4(de＝
③壳程流通截面积
32?2t?do)242＝0.02 m ?doSo = BD(1－
do0.0252
)=0.36×0.6×（1－）＝0.04725 m t0.032④壳程冷却水的流速及其雷诺数分别为
uo＝
Vo44000/(3600?815)
=＝0.3173 m/sSo0.04735ρouode815?0.317?0.02＝＝1723.996 μo3.0?10?3cpo?oReo＝
⑤普朗特准数
Pr＝
?o2.2?103?3.0?10?3 ==51.56
0.128因此，壳程水的传热膜系数ho为
0.128?7770.55?1143?0.95=490.974 W/(m2·℃) ?o = 0.36?0.02717.1.2管程表面流传热系数
由《化工传递与单元操作课程设计》P57得
?i = 0.023Re0.8Pr0.4
其中：
①管程流通截面积
?i disi=di2π4n168?0.785?0.022??0.013188 m2
Np4②管程空气的流速及其雷诺数分别为
ui＝
Vi34000/(3600?715)
=＝1.00159 m/sSi0.013ρiuidi0.02?0.00159?715
＝＝22379.27?3μi0.64?1010页- 25 -
Re＝
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③普兰特准数
Pr＝
cpi?i?i2.48?103?0.64?10?3 ==11.93
0.133因此，管程空气的传热膜系数?i为
?i=0.023×22379.270.8×11.930.4×
7.1.3污垢热阻和管壁热阻
2
0.1332
=1244.91 W/(m·℃) 0.02-1
? 柴油侧热阻Rso＝0.0002m·℃·W
2-1
? 原油侧热阻Rsi＝0.0002m·℃·W
-1-1
? 碳钢的导热系数λ＝50W·m·℃
7.1.4总传热系数Ki
因此，依《化工原理课程设计》主编（马江权）P67公式 注：（b为管厚dm为管内外平均壁厚）
KO =
1dod1bd?Rsio?Rso??o?ididi?o?dm
=
10.0250.02510.0025?0.025?0.0002?0.0002??1244.907?0.020.020490.97450.2?0.0225
＝276.81086 W/ (m2·℃)
解得：Ko＝276.8 W/ (m·℃)
2
7.1.5 传热面积裕度
依《化工单元过程及设备课程设计》P75，公式3-35：Qi＝KiSi△tm得：
1.13?1062
Si＝Qi/(Ki△tm)＝＝74.35 m
276.8?61?0.9该换热器的实际传热面积Sp
Sp=?dolNT=3.14×0.025×7×168=92.316 m
依《化工原理课程设计》 该换热器的面积裕度为
2
H?Sp?SiSi?100%=
92.3?74.3=24.2%
74.37.2 壁温核算
因管壁很薄，且管壁热阻很小，故管壁温度可按《化工原理课程设计》主编（杨长龙）
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P74计算。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。但在操作早期，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壁温。于是有
tw?Tm/?0?tm/?i
1/?0?1/?i式中，液体的平均温度tm和气体的平均温度Tm分别按《化工单元过程及设备课程设计》P77，公式3-44、3-45计算
tm=0.4×175+0.6×127=146.08℃ Tm=0.4×70+0.6×110=94℃ ?0 = 490.97 W/ (m·℃)
2
?i = 1244.90W/ (m·℃)
2
传热管平均壁温
t?146.08/490.97?86/1244.90=129.1413℃
11?490.971244.90 壳体壁温，可近似取为壳程流体的平均温度，即T=146.08 ℃
壳体壁温和传热管壁温之差为
△t=146.08－129.14 =16.93 ℃
7.3换热器内流体的流动阻力(压降)
7.3.1管程流体压降 由《化工原理课程设计》主编（马江权）P67
（?P??P?i1??P2）FtNsNp （Ft=1.4 NS=1 Np=4）
L?u27715?1.001592?p1??i??0.03??3765.69 (pa)
di220.02715?1.001592?pr???3??1075.91(pa)
22总压降：∑△pi＝（△p1+△p2）Ft Ns Np＝（3765.69+1075.91）×1.4×1×4
＝27112.97< 0.3at（符合设计要求）
其中， Ft为结垢校正系数，取1.4；
Ns为串联壳程数，取1；Np为管程数，取4。 7.3.2壳程流动阻力：
由《化工原理课程设计》主编（马江权）P67 流体横过管束的压降：
?u2（?P??P）FN ??P?i'1'2ts?p?FfoNc(NB?1)'12?uo2
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其中：F=0.4
-0.228
fo=5.0×1723=0.5846
0.5Nc?1.19NT?1.19?1680.5?15.42
NB=19
uo=0.373 m/s
△p'1=0.4×15.42×24.62×(19+1)×(815×0.373)/2 ＝6993.903Pa
2
2B?ouo△p＝NB（3.5－）
2D'22＝19×（3.5－
2?0.152
）×(815×0.373)/2＝3231.618Pa 0.6''总压降：∑△po＝（△p1＋△p2）Fs Ns
＝（6993.903+3231.618）×1.15×1 ＝11759.351Pa<0.3at
其中，Fs为壳程压强降的校正系数，对于液体取1.15；
Ns为串联的壳程数，取1
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八.换热器主要结构尺寸和计算结果表
参数 管程 34000 壳程 44000 流量，kg/h 物 操作温度，℃ 定性温度，℃ 性 流体密度，kg/m3 定压比热容，kj/(kg.k) 黏度，pa.s 175/127 151 715 2.48 70/110 90 815 2.2 0.64?10?3 0.133 11.93 浮头式 600 台数 3.0?10?3 0.128 51.56 1 1 32 正方形° 19 360 碳钢 壳程 0.313 490.97 0.0002 11759.35 1130000 54.9 276.81 24.16% 壳程数 管心距，mm 管子排列 折流板数 折流板间距，mm 材质 传热系数，W/（m2·℃） 普朗特数 设备结 构参数 形式 壳体内径，mm 管径，mm 管长，mm 管数目，根 传热面积，m 管程数 主要计算结果 流速，m/s 表面传热系数，W/（m·℃） 2?25?2.5 7000 168 292.316 4 管程 1.002 1244.9073 0.0002 27112.97 污垢系数，m2·K/W 阻力降，Pa 热流量，w 传热温差，k 传热系数，W/（m·℃） 裕度 2
九、设备参数计算
9.1壳体
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