第一章换热器简介及发展趋势
概述
在化工生产中，为了工艺流程的需要，常常把低温流体加热或把高温流体冷却，把液态汽化或把蒸汽冷凝程液体，这些工艺过程都是通过热量传递来实现的。进行热量传递的设备称为换热设备或换热器。换热器是通用的一种工艺设备，他不仅可以单独使用，同时又是很多化工装置的组成部分。
在化工厂中，换热器的投资约占总投资的10%——20%，质量约为设备总质量的40%左右，检修工作量可达总检修工作量的60%以上。由此可见，换热器在化工生产中的应用是十分广泛的，任何化工生产工艺几乎都离不开它。在其他方面如动力、原子能、冶金、轻工、制造、食品、交通、家电等行业也有着广泛的应用。
70年代的世界能源危机，有力地促进了传热强化技术的发展，为了节能降耗，提高工业生产经济效益，要求开发适用于不同工业过程要求的高效能换热设备[1]。这是因为，随着能源的短缺(从长远来看，这是世界的总趋势)，可利用热源的温度越来越低，换热允许温差将变得更小，当然，对换热技术的发展和换热器性能的要求也就更高[2]。所以，这些年来，换热器的开发与研究成为人们关注的课题，最近，随着工艺装置的大型化和高效率化，换热器也趋于大型化，向低温差设计和低压力损失设计的方向发展。同时，对其一方面要求成本适宜，另一方面要求高精度的设计技术。当今换热器技术的发展以CFD(Computational Fluid Dynamics)、模型化技术、强化传热技术及新型换热器开发等形成了一个高技术体系[3]。
当前换热器发展的基本趋势是：继续提高设备的传热效率，促进设备结构的紧凑性，加强生产制造的标准化系列化和专业化，并在广泛的范围内继续向大型化的方向发展。各种新型高效紧凑式换热器的应用范围将得到进一步扩大。在压力、温度和流量的许可范围内，尤其是处理强腐蚀性介质而需要使用贵重金属材料的场合下，新型紧凑式换热器将进一步取代管壳式换热器。
总之，为了适应工艺发展的需要，今后在强化传热过程和换热设备方面，还将继续探索新的途径。
强化传热技术
所谓提高换热器性能，就是提高其传热性能。狭义的强化传热系指提高流体和传热面
之间的传热系数。其主要方法归结为下述两个原理，即使温度边界层减薄和调换传热面附近的流体，前者采用各种间断翅片结构，后者采用泡核沸腾传热[2]。最近还兴起一种EHD 技术，即电气流体力学技术，又称为电场强化冷凝传热技术，进一步强化了对流、冷凝和沸腾传热，特别适用于强化冷凝传热，并适用于低传热性介质的冷凝，因而引起人们的普遍关注[3]。其原理是，对某些不导电液体的表面施以相垂直的电场，使液体表面变得很不稳定，借冷凝液表面的张力作用和在静电场下液膜的不稳定现象使液膜厚度减薄，从而强化冷凝传热。其所需电场耗用的电力很小。人们想尽各种办法实施强化传热，归结起来不外乎两条途径，即改变传热面的形状和在传热面上或传热流路径内设置各种形状的湍流增进器或插入物。
传热面形状的改变
改变传热面形状的方法有多种，其中用于无相变强化传热的有:横槽管、螺旋槽管(S 管)和缩放管。新近又开发出偏置折边翅片管(一种间断翅片管)和螺旋扁管，后者也叫麻花管(Twisted Tube)，这原是瑞士的Allares公司技术，后经布朗公司(Brown Fin tube，Ltd.)改进，是一种高效换热元件[4]。用于有相变强化传热的强化沸腾传热管有:烧结多孔表面管、机械加工的多孔表面管(如日本的Themoexcel2E管)、电腐蚀加工的多孔表面管[5]、T型翅片管、ECR40管和Tube2B型管。从所报导数据来看，在整体低肋管上切纵槽后再滚压成型的Tube2B 型管似乎有较高的传热性能，它可能符合薄液膜面积较大，隧道与外界液体相通，因而有利于蒸汽流出和液体吸入等要求[6]。俄罗斯也开发出一种称之为“变形翅片管”[7]的传热管，可用于空分装置的冷凝2蒸发器[8]。用于强化冷凝传热的传热管有:纵槽管、低螺纹翅片管、锯齿形翅片管(ST管)和径向辐射肋管式翅片管(R管)等。近年来，Hamon2L ummus公司又新推出一种SRC翅片管(SRC Fin Tube)[3]，用于冷凝传热。内翅片管与横槽管和螺旋槽管一样，不但可用于单相对流传热，也可有效地用于强化管内流动沸腾传热[9]。而横槽管和螺旋槽管不但能强化管内传热，同时杆(Rod Baffles)、窗口不排管(NTIW)和波网(Nest)等新壳程结构[10]。随后有人设还能强化管外传热。外翅片管可以利用液体表面张力减薄冷凝液膜厚度以强化传热，这一发现大大促进了新型翅片管的研究开发。人们用不同金属制造不同形状的翅片管，其翅片形状有:三角肋三角槽、梯形肋三角槽、梯形肋梯形槽、三角肋梯形槽和Wolverine Tube2C管等。翅片密度在50～3000个翅片，与光管相比，给热系数可提高1～12倍[11]。俄罗斯还介绍了1种空冷器用的轧制翅片管，为双金属管，每隔1个翅片有切口，用以强化传热[12]。俄罗斯还有1种金属丝缠绕的绕丝翅片管[14]和气动喷涂翅片管[13]。内螺旋翅片管(NL管)是美国新开发的1种高效
强化管内相变传热元件，根据翅片形状不同，可分为三角肋、梯形肋和矩形肋等，用于沸腾传热。内波纹螺纹管在湍流时可使对流传热系数增加1倍多。多头内螺纹管(ISF管)也是一种高效强化传热管，具有较好的强化管内沸腾传热的性能，传热膜系数为光管的116～212倍，在相同的传热面积下，能够完成相当于光管168%～200%的传热负荷。ISF 管的强化传热作用主要是内表面和二次流的增加所致。可用于干式蒸发器，与目前制冷行业通用的星形内肋管蒸发器相比，质量可以减轻近50%。截面管也是近年来国外研究开发的强化传热元件，可分为蛋形管、豆状管和菱形管，统称为异形管。实验证明，此类管件与光圆管相比，具有显著的强化传热效果。
流路湍流增进器与管内插入物
增进器是在传热面附近设置一个小物体(不一定与传热面相连接)，它可以是各种形状和型式，最常见的是在传热面上等距离设置突起物，通过搅乱流动来达到强化传热的目的[14]。管内插入物有:扭带(Turbu lators)、螺旋片、螺旋线圈(Spirele Elements)和静态混合器(Kenics Mixers)。它们适合于强化管内单相流体传热，尤其对强化气体、低雷诺数或高粘度流体传热更为有效[9]。最近，国外又开发出一种称之为H itran Matrix Elements 的花环式插入物，它是一种金属丝制翅片管子插入件(Wire2F in Tube Inserts)，能增强湍流，改善传热性能。它是英国Cal Garin Ltd.公司的产品，并取得了专利权[15]。
壳程设计
为了强化壳程传热，除上述改变管子外形或在管外加翅片外，另一途径就是改变壳程档板或管间支撑物。为了克服单弓形档板的缺点，先后开发了双档板(Double Segmental Baffles)、三档板(Triple Segmental Baffles)、折流计了一种“外导流筒(Shellside Flow Distri2 bution)”结构，接着又出现了整圆槽孔折流栅板[11]。最近ABB Lummus公司又新推出了Helical Baffles折流板结构[12]。实践证明，这些改进都大大降低了流体在壳程中的阻Taborek曾指出，流体在壳程中作纵向流动是管壳式换热器中的最理想结构形式，如果壳程流体流量足以保证在湍流条件下作纵向流动，这种选择看来是有利的。为了强化壳程传热，目前，壳程设计也在向各种强化结构组合的方向发展。
新型换热器
近年来，随着制造技术的进步，强化传热元件的开发，使得新型高效换热器的研究有了较大的发展，根据不同的工艺条件与换热工况设计制造了不同结构形式的新型换热器，并已在化工、炼油、石油化工、制冷、空分及制药各行业得到应用与推广，取得了较大的
经济效益。国外推出的新型换热器有:ABB公司的螺旋折流板换热器(Helix changer TM)、Hamon Lummus公司的SRCTM空冷式冷凝器[3]、Packinox换热器[3]、NTIW列管式换热器[16]、英国Cal Gavin公司的丝状花内插物换热器(Hitran)[17]、日本的Hybrid混合式换热器[18]，俄罗斯的变形翅片管换热器[8]、喷涂翅片管冷却器[19]、非钎焊金属丝缠绕翅片管换热器[14]和螺旋绕管式换热器[21]、美国Chemineer公司的Kenics换热器(Kenics Heat Exchanger)、日本的SM型换热器(内插静态混合器)、美国Brown Fin tube Ltd.的带扭带插入物的湍流增强式换热器(Ex2 changer With Turbu lator)和麻花扁管换热器(Twisted Tube Heat Exchanger)、美国Yuba公司的Hemilok ○R换热器、澳大利亚Roach Heat Exchangers公司的柔性换热器(Flexible Heat Exchanger)等。此外，还有日本日阪制作所生产的世界单台最大处理能力为5000m3/h的UX2100型板式换热器、法国Nordon Cryogenie 公司生产的6900mm×1525mm×1300mm(长×宽×高)换热面为1500m2的板翅式换热器、英国Michael Webb Process Equipment Supply公司的提箱式全焊板式换热器和其他各种紧凑式换热器(包括半焊式和全焊式板式换热器)、美国传热公司的F IV ER2ROD式防振结构换热器。更值一提的是在今年欧洲化工设备展览会上，法国Le Car bone公司还推出了1种称为新奇换热器(Exotic Heat Ex2changer)，它是一种防腐的钽制换热器，光滑如玻璃，供制药工业，配有防污平管板，避免了任何污物在管接合处聚积。该换热器尺寸很大。此外，空冷器方向也有新进展。以上介绍的各式换热器的设计思想各有新颖之处，结构上各具特色。有的在于强化管内传热，有的着眼于壳程强化传热，有的改进了管箱设计，有的着重防止管板诱导振动，有的紧凑了设备结构，有的在于防腐防垢。其中最先进的要数PACK INOX、SRCTM、Helix2 changer TM Twisted2 tube Exchanger、H-2TRAN、Hybrid、Exotic Heat Exchanger 几种换热器。PACK INOX换热器实际上是一种新型板式换热器，代替列管式换热器用作炼油厂催化重整装置混合料换热器，并且得到了迅速推广应用。SRCTM换热器，采用扁平翅片管(19mm×200mm)，由于传热面造型特异，最适于强化传热，解决了偏流问题。其用于空冷式换热，传热特性高，压力损失低。He2liechangerTM换热器，采用了螺旋状折流板结构，设计原理是:将圆截面的特制板安装在拟螺旋状折流系统中。每块折流板占换热器壳程中横剖面的1/4，其倾角朝向换热器的轴线，即与换热器轴线保持一倾斜度。相邻折流板的周边相接，与外圆处成连续螺旋状，折流板轴向重叠。如欲减少支撑管子的跨度时，也可以采用双螺旋设计。独特的设计避免弓形折流板曲折的Z字形流道系统导致的死角和较高的返混。美国Brown公司最新推出了Twisted2tube Exchanger换热器，此换热器原本是瑞典Allares公司产品，Brown公司作了改进。其螺旋扁管制造过程包括“压扁”、“热
扭”两个工序。由于管子结构独特，使管程与壳程同时处于螺旋流动，促进了湍流程度。该换热器总传热系数较常规换热器高40% ，而压力降几乎相等。换热器组装时亦可采用螺旋扁管与光管混合方式。这种换热器在化工、石油化工行业中将具有广阔的应用前景[11]。Hi TRAN换热器，采用丝状花内插物，可使流体在低速下产生径向位移和螺旋流相叠加的三维复杂流动，可提高诱发湍流和增强沿温度梯度方向上的流体扰动，能在不增加阻力的条件下大大提高传热系数[13]。Hy2brid换热器是日本近几年开发的一种新型换热器，它综合了板式换热器与管壳式换热器两者的优点，克服了板式换热器因密封问题而受到限制的弱点，很有发展前途[20]。
第二章换热器工艺尺寸的选择
换热器几何尺寸
在设计过程中可以选择HTFS或HTRI进行设计计算，有时需要使用ASPEN PLUS 模拟工艺物料的物性数据。先进行设计性计算，输入基础数据，如换热器形式、流体走向、卧立式、流体温度、压力、流量及物性数据等，进行运算得出比较合适的换热器直径和换热管长，再进行校核型和模拟型计算，核算所选换热器是否满足设计要求。
换热器的直径
关于换热器的直径，目前国内已有的标准系列(mm):150，200，250，300，(350)，400，(450)，500，(550)，600，(650)，700，800，900，1000，(1100)，1200，(1300)，1400，(1500)，1600，(1700)，1800，(1900)，2000，2200，(2300)，2400，2600，2800，3000，3200，3400，3600，3800，4000。凡是()记号的换热器直径，尽可能不选。若换热器直径小于400，可以选用无缝钢管制造换热器，因此可选用的无缝钢管外径规格有:159，219，273，325，(377)。
换热管长
在换热器设计中基本采用下列管长(mm):1500，2000，2500，3000，4500，5000，6000，7500，9000，12000，最常用的管长为1500，2000，3000，6000四种。一般钢管长6m或12m，选取的换热管长度符合其模数就没有余量，比较节约材料。同时选用换热管长度时要注意与换热器直径相匹配，换热器的换热管长度与公称直径比在4～25之间，常用的为6～10，立式换热器多为4～6。
换热管标准管径和管间距
在设计中基本采用标准管径(mm):不锈钢:Φ19×210，Φ25×210，Φ32×310，Φ38×310；碳钢:Φ10×115，Φ19×210，Φ25×215，Φ38×310，Φ57×315，换热管的间距最小是换热管外径的1125倍。特殊情况除外。
换热管排列方式
TEMA标准中换热管有四种排列形式:30°、45°、60°、90°。
换热管排列形式
一般情况30°和60°排列多排约17%的管子，因而单位面积的金属耗量较低。一般当换热器直径小于500mm、壳程不易结垢或采用固定管板式换热器，换热器壳程进行化学清洗时，宜采用30°或60°排列；当换热器直径大于500mm、壳程易结垢、采用可拆卸管束的换热器形式，换热器壳程可进行机械清洗时，宜采用45°或90°排列。30°和45°排列为错列，介质流动时形成湍流，对传热有利；60°和90°排列为直列，介质流动时有一部分是层流，对传热有不利影响。因此对无相变换热器，其传热与介质流动状态关系较大，宜采用30°和45°排列；对有相变换热器，其传热与介质流动的关系较小，却与管壁凝液流动方向关系较大，故凝液流动方向上换热管数量是这类换热器管子排列所应考虑的主要因素，宜采用60°和90°排列。
物料污垢系数
一般情况下，物料污垢系数对换热器的传热系数有较大影响，因此污垢系数的选取也直接影响到换热器的设计。工艺物料的污垢系数应由专利商在工艺包中提出，在没有数据的情况下可以根据物料特性、清洁度、粘度等选取。如汽相物料可取～m2·K/W，比较干净的液体物料可取～m2·K/W，比较脏的物料可取～m2·K/W甚至更高。
公用工程的污垢系数，除了有具体说明外，可参考以下数据选取:
循环冷却水: ·K/W
冷冻盐水: ·K/W
密封油: ·K/W
蒸汽: ·K/W
氮气: ·K/W
间接冷却水: ·K/W
传热系数
在管侧热阻、壳侧热阻、污垢热阻和管壁热阻中分析导致热阻的主要原因。一般管壳式换热器的管壁热阻在总热阻中只占很小的比例，对传热系数影响不大。如是管侧热阻或壳侧热阻起决定作用，应该采取措施有效地增强湍动效果以提高传热系数，如是污垢热阻起决定作用，应该采取措施使换热器有效除垢以提高传热系数。
平均温差
平均温差是对数平均温差，但当多管程或多壳程时，需要修正平均温差。
流体流速
一般流体流速都有合理的范围，特别是对于甲类和乙类流体还有安全流速，因此要分析流速是否合理，操作安全性是否可靠。
流体压降
其实流体压降与流速有密切关联，要分析压降是否合理，是否满足工艺要求。
其它
换热器的长径比、介质走向、防冲板的设置、折流板间距、换热器清洗等问题也要在设计中加以注意。经过结果分析后，一切参数均能满足工艺要求，换热器的工艺设计才算完成。
分析
计算后，要对计算结果进行分析，有可能实际选取的换热器与计算结果有较大差别，主要原因是:
(1) 传热过程往往不是单一过程，它与流体流动、物质传递、流体性质等密切相关，增加了问题的复杂性。
(2) 流体的物性数据不够准确。
(3) 介质的污垢问题没有较好的解决，在选取污垢系数时还有一定的偶然性。
因此，工程上允许有一定的设计偏差，有时使用值比计算值可高出30%甚至更高，在设计过程中要结合工程的实际情况选取一定的余量，这样对计算结果的分析就显得尤为重要了。
第三章换热器的工艺设计题目
3.1.1 已知条件：
换热器设计（尿素一车间列管式解吸热交换器）
物料：液氨(NH
3)，液态二氧化碳（CO
2
)，以及Ur(少量)，冷凝液等，其中冷凝液走壳程；
工艺条件：
表工艺条件表
Tab. Technological conditions
操作压力温度流量密度管程45-113℃(入/出)11(m3/s)916㎏/m3
壳程151-60℃(入/出)(m3/s)990㎏/m3
3.1.2 查表得物性参数，进行物料衡算：
表物性参数表
Tab. The parameter of physical aspects
密度/ kg/m3比热容
/kJ/(kg·℃)
黏度
/Pa·s
导热系数
/kW/(m·℃)
尿液916×10-3
冷凝液990×10-3
试算和初选换热器的型号
3.2.1 管壳式换热器的热负荷计算和冷却水流量的计算
在管壳式换热器的设计中，要根据换热器的工艺条件初步确定换热器的传热系数，以便初步确定换热器的传热面积和结构尺寸。在初步确定换热器结构尺寸的基础上，对换热器的管程换热系数和壳程换热系数进行传热计算；最后进行核算，其中包括壳、管程压力降的核算，管束壁面温度的核算等。经过不断地调整换热器的结构尺寸，直至满足设计要求。下面以常见弓形折流板的管壳式换热器为例，说明管壳式换热器的传热计算。
因此题目经分析和到现场观察、咨询可知，传热过程中未涉及到相变化，仅仅是为了提高尿液的温度热进行地单纯的传热过程，因此根据第二章的相关内容做如下计算：
尿液吸收的热量Q 1为
=-=)(12t t C W Q PC C ()360045113103.2119165-???98300=W
冷凝液的流量
()21T T c Q W ap h -= =()
6015110187.436009583003-??8200= 3.2.2 计算两流体的平均温度差
其中，,m t m t t ?Φ=?? 因225.1<=??t
T ，所以采用算术平均温差。 则℃ 5.42
=?-?=
?t T t m
36.0324332361112=--=--=t T t t P 25.132
3638431212=--=--=t t T T R 由４－１７表查表得：95.0=φ，则275.45.495.0=?=?=?m t t φ℃
3.2.3 初步确定换热器的传热面积和结构尺寸
换热器的传热面积是由换热器的热负荷、传热系数和换热器冷、热介质的平均对数温差确定的，换热面积确定后，可以初步确定换热器的结构尺寸。换热器换热面积计算公式如下:
m t K Q A ?=/
式中A —换热面积；
K —传热系数；
由资料可知，高温流体为冷凝液，低温流体为尿液的总传热系数范围为200～400W/（㎡·℃），取K =300W/（㎡·℃） 则9624
.3330095300=?=A ㎡ 由传热面积可查文献[13]表得：
管长：2000mm ，管程：1，管子数：270，管子规格：Φ25×，壳径：600mm ，折流板
间距：300mm ，中心管数：30，管心距：32mm 。
核算压强降
3.3.1管程压强降
()P t i N F P P p 21?+?=?∑
其中4.1=t F 1=p N
67.02352
.0994157=?==i s i A V u m/s 18321727
.099467.0002.0/Re =??==i i i i i u d μρ（湍流） 设管壁粗糙度为ε=㎜，ε/d i =20=，由文献[13]中λ—Re 关系图中查得λ=
所以 25432/67.09942638.02/221=????
? ???=??? ??=?u d L P ρλPa 6692/67.099432/3222=??==?u P ρPa 则 ()449714.16692543=??+=?∑i P Pa
3.3.2 壳程压强降
其中 15.1=s F 1=s N
()2/1201u N n Ff P s c ρ+=?
管子转角为600正三角形，F =
取折流板间距h=600mm
916
.061=-=-=h L N s 壳程的流通面积()()15.025.03016.000=?-?=-=d n D h A c m 2
98.015
.036005290=?=u u 0=0.98m/s 1720900083
.058398.0025.0/Re 000=??==μρu d ()54.0172095Re 508.008.000=?==--f
所以()226762/98.0583193054.05.021=??+???=?P Pa
经核算管程、壳程压强降符合要求。
核算换热系数计算
3.4.1 管程换热系数i α
18321Re =i (湍流)
86.4626
.010727.010187.4/Pr 3
3=???==-λμp i C ()()()
()384186.41832102.0/626.0023.0Pr Re /023.04.08.04
.08.0=?==i i d λα 式中 i Re 为管程内换热介质的雷诺数；
Pr i 为管程换热介质的普朗特数；
λ 为管程内介质的导热系数；
C p 为管程内介质的比热容；
μ 为管程内介质的黏度；
3.4.2 壳程换热系数0α的计算
因壳程内发生相变化，则可由下式计
算:
()()
9.137496135293/23/2=??==N L W
G g
()()()3/17
233/123023.10306.0107.12583432.0945.0945.0???? ????=???? ??=g g G μρλα
=4195Kcal/(m 2·℃)=4879W/(m 2·℃)
式中 G g 为蒸汽自进口到出口质量流量算术平均值；
0α为壳程内介质的传热系数；
L 为换热管的长度；
N 为换热管的数量；
λ为壳程内介质的导热系数；
ρ为壳程内介质的液相密度；
μ为壳程内介质的黏度；
3.4.3 总传热系数
2025202500017.0000086.048791111
00+++=+++=i d
i d so so d d d d R R K α
=2116W/(m 2·℃)
式中 d 0为换热管的外径；
d i 为换热管的内径
Rso 为壳程内的污垢内阻；
Rsi 为管程内的污垢内阻；
通过对换热器管程和壳程换热系数的计算，K 0/K=，说明换热器初步结构设计是合理的。
设计结果为：选用固定管板式换热器。
第四章 列管式换热器的机械设计
已知条件
① 管程：尿液 密度：916kg ∕m 3
壳程：冷凝液 密度：990kg ∕m 3
② 壳程介质温度：45～113℃；
管程介质温度： 151～60℃；
③ 由工艺计算求得的换热面积为96m 2。
计算
由第三章的计算可知：
管长：2000mm ，管程：1，管子数：270，管子规格：Φ25×，壳径：600mm ，折流板间距：300mm ，中心管数：30，管心距：32mm 。
查表可知换热器壳体壁厚为12mm 。
换热器封头的选择：上下封头均选用标准椭圆形封头，根据JB/T4737-2002标准，封头为DN600×12，曲边高度h 1=40mm ，材料选用20R 钢。
容器法兰的选择
材料选用16MnR 。根据JB4703-92标准，选用DN600，（MPa ）的密封长颈对焊法兰。 管板尺寸确定
选用固定式管板，由《钢制列管式固定管板换热器结构设计手册》4.11.7节，查得P t =Ps=(取管板的公称压力为MPa)的碳钢管板尺寸。
管子拉脱力计算
在操作压力下，每平方米胀节周边所产生的力q p:
l
d pf q p 0π= 式中2222023962514.386632.0)4
(
866.0mm d a f =?-=-=π mm l MPa p 50,4.0==
MPa q p 04.050
2514.33964.0=???=
温差应力导致的每平方米胀接周边上的拉脱力t q
l d d d q i t t 02204)(-=
σ
式中 s t
s t t A A t t E +-=1)
(ασ
22
220379061214.3101214.3132292749)2025(14.34
)(14.3mm S D A mm n d d A n t i s =??=?==?-?=-?=
中 MPa t .2737906
1322921501021.0108.1166=+????=-σ MPa q t 24.150
254)2025(6.2722=??-?= 由已知条件可知，与的作用方向相同，都使管子受力，则和拉脱力：
MPa q MPa q q q t p 0.4][28.124.104.0=<=+=+=
因此，拉脱力在许用范围内。
计算是否安装膨胀节。管、壳壁温差所产生的轴向力：
N
A A A A t t E F t
s t s s t 66611065.33790613229237906
132292501021.0108.11)
(?=??+????=??+-=-α 压力作用于壳体上的轴向力： t
s s A A QA F +=
2 其中，
N p p S d n p nd D Q s t t s i 622202
021077.04.0)5.2225(749)257491000(14.34
)2()(14.3?=??-?+??-?=-+?-?=
则：
N F 6211017.03790613229237906770000?=+?=
压力作用于管子上的轴向力：
MPa A F F s s 88.10021=+=σ MPa A F F t 10.231
31-=+-=σ
根据《钢制管壳式换热器设计规定》
MPa q q MPa
MPa MPa
MPa t t t t s s 0.4][206][21.23180][288.100=<=<==Φ<=σσσσ
条件成立，故本换热器不必设膨胀节。
折流板设计
折流板为弓形，h==×1000=750mm ，折流板间距取600 mm ；由表查得折流板最小厚度为6mm ，查表得折流板外径，折流板开孔直径由参考文献查得为Φ+，材料为Q235-A 钢。 拉杆
拉杆选用Φ12，共10，材料为Q235-AF 钢。
开孔补强
换热器壳体和封头上的接管处开孔需要补强，常用的结构是在开孔外面焊上一块与容器壁材料和厚度都相同，即8mm 厚的20R 钢。
支座
换热器选用卧式结构，采用耳式结构。
设计结果，见换热器装配图。（见图）
第五章分析所选换热器优劣
管壳式换热器是目前应用最为广泛的一种换热设备，已作为一种标准换热设备。它由许多管子所组成的管束，管子固定在管板上，而管板与外壳连接在一起。为了增加流体在管外空间的流速，以改善它的给热情况，在筒体内间隔安装了多块折流板。换热器的壳体上和两侧的端盖上（对偶数管程而言，则在一侧）装有流体的进出口，有时还在其上装设检查孔，为安置测量仪表用的接口管、排液孔和排气孔等。这种换热器的特点是易于制造，生产成本较低，选用的材料范围广泛，换液表面的清洗比较方便，适应性强，处理能力大，高温和高压下亦能应用。但从传热效率、结构的紧凑性和单位换热面积所需金属的消耗量等均不如一些新型高效紧凑式换热器。
结论
本文提出的换热器的设计，在工艺设计上考虑了传热系数、管壳程压降等对换热器设计的影响，同时在机械设计上进行了部分简化设计。因此，此次设计比较成功。传热过程是化工原理课程中重要的单元操作，换热器是重要的化工单元操作设备，种类繁多、形式各异。其中管壳式换热器使用广泛，技术成熟，处理能力大，适应性强，为目前化工厂中的重要换热设备。管壳式换热器已经标准化，对于给定的传热过程，其通用的设计方法为大家所熟知，但是，这种通行的设计方法还远没有达到最优化程度，使用电算技术也并不能从本质上提高设计的准确度。换热器投入运行后，其稳态特性往往与设计时所期望的不一致，或者不容易操作控制。
参考文献
[1]邓颂九.提高管壳式换热器传热性能的途径[J].化学工程.(2) ：30～36
[2]棚泽一郎.换热技术研究开发[J].(7)：51～56
[3] twist in the tale1The Chemical Engineer[J]97(626)：21～24
[4] Rajiv your heat exchanger design skills[M]. (3)：35～47
[5]王进修，姚爱如，程尚模等.槽道表面沸腾强化传热机理研究[J].化学工程. (4):35～42，20
[6]王凤魁.池式沸腾人工汽化中心表面汽泡脱离频率的研究[J].化工学报.1989，40(4)：438～443
[7]钟理，谭盈科.国外强化传热技术的研究与进[J].化工进展.1993.(4):1～5
[8]思勤.内波纹螺纹管传热性能及流体阻力的研究[J].化学工程.(6)：40～46
[9]ABB Lummus Heat Trasfer Ltd. A new shell2and2tube option frrefineries[J].1997，91～95
[10]ABB Lummus Heat Trasfer changer [J].1997，(6) :10
[11]时铭显.石油化工装备研究的进展[J].石油炼制与化工.1997(1)：1～5
[12]刁玉玮，王立业.化工设备机械基础[M].大连:大连理工大学出版社，2005：18
[13]天津大学化工原理教研室.化工原理[M].天津:天津科学技术出版社，2006：34
[14]天津大学化工原理教研室.化工原理课程设计[M].天津:天津科学技术出版社，1998：21
[15]郑津洋，董其伍，桑芝富.过程设备设计第二版[M].北京:化学工业出版社，2005：98
[16]黎圣藜，热交换器工艺系统设计数据的确定[J]，石油化工设计.(1)：40～46
[17]瞿笑雷.工程设计中换热器的计算[J].医药工程设计，1999(2) ：35～47
[18]朱聘冠.换热器原理及计算[M].北京：清华大学出版社，1987：25～43
[19]燕山石油化学总公司设计院，兰州化学工业公司化工设计院.钢制列管式固定管板换热器设计手册
[M].北京：化学工业出版社.1985：98
[20]中国人民共和国机械工业部，石油工业部，化学工业部.钢制管壳式换热器设计规定[M].北京：化
学工业出版社，1983：58
管壳式换热器的工艺设计 芮胜波李峥王克立李彩艳 兖矿鲁南化肥厂 芮胜波：（1974-），山东枣庄人，工程师，工程硕士，从事煤化工项目研发及建设工作。第一作者联系方式：山东滕州木石兖矿鲁南化肥厂项目办（277527），电话：0632-2363395 摘要：管壳式换热器在各种换热器中应用最为广泛，为了使换热器既能满足工艺过程的要求，又能从结构、维修、造价等方面比较合理，在设计中要从各个方面综合考虑。本文着重从换热器程数的选择以及如何降低换热器的压力降方面进行了比较详细的论述，对于换热器的工艺设计起到一定的指导作用。 关键词：管壳式换热器，程数，压降 在化工、石油、动力、制冷以及食品等行业中，换热器都属于非常重要的工艺设备，占有举足轻重的地位。随着我国工业的不断发展，对能源利用、开发和节约的要求不断提高，因而对换热器的要求也日益加强，特别是换热器的设计必须满足各种特殊工况和苛刻操作条件的要求。大致说来，随着换热器在生产中的地位和作用不同，对它的要求也不同，但都必须满足下列一些基本要求：首先是满足工艺过程的要求；其次，要求在工作压力下具有一定的强度，但结构又要求简单、紧凑，便于安装和维修；第三，造价要低，但运行却又要求安全可靠。 许多新型换热器的出现，大大提高了换热器的传热效率。比如板式换热器和螺旋板式换热器具有传热效果好、结构紧凑等优点，在温度不太高和压力不太大的情况下，应用比较有利；板翅式换热器是一种轻巧、紧凑、高效换热器，广泛应用于石油化工、天然气液化、气体分离等部门中；此外，空气冷却器以空气为冷却剂在翅片管外流过，用以冷却或冷凝管内通过的流体，尤其适用于缺水地区，由于管外装置了翅片，既增强了管外流体的湍流程度，又增大了传热面积，这样，可以减少两边对流传热系数过于悬殊的影响，从而提高换热器的传热效能。 尽管各种各样的新型换热器以其特有的优势在不同领域得以应用，但管壳式换热器仍然在各种换热器中占有很大的比重，虽然它在换热效率、设备的体积和金属材料的消耗量等方面不占优势，但它具有结构坚固、操作弹性大、可靠程度高、使用范围广等优点，所以在工程中仍得到普遍使用。 目前我们在各种工程中应用最多的换热器就是管壳式换热器，其中又以固定管板式为最常见，除了波纹管换热器等可选用标准系列产品外，其它光管换热器都由工艺专业自行设计，尽管专用计算软件HTFS的应用使设计人员从繁琐的手工设计计算中解脱出来，但是为了使设计出来的换热器能更好的满足各种要求，仍然有许多方面需要在设计时充分加以考虑。 首先，程数的选择。 管程程数的选择：关键要比较管程与壳程的给热系数，如果单管程时管程流体的给热系数小于壳程流体给热系数，则可选用双管程，管程给热系数会因此显著增大，并且总传热系数也会有大幅提高。例如，有一台单管程换热器，管程给热系数为990W/(m2.℃), 壳程给热系数为5010 W/(m2.℃),总传热系数为794 W/(m2.℃)，在换热器的外形尺寸保持不变的情况下改为双管程后，管程给热系数变为1680 W/(m2.℃)，增大了70%，，总传热系数变为1176 W/(m2.℃)，增大了48%，显然此时选用双管程换热器有利。反之，如果单管程时管程的给热系数大于壳程给热系数，虽然改用双管程时，管程给热系数也会显著增大，但是总传热系数则增幅不明显，例如，一单管程换热器，管程给热系数为2276 W/(m2.℃), 壳程给热系数为2104 W/(m2.℃),总传热系数为1040 W/(m2.℃)，在换热器的外形尺寸保持不变的情况下
管壳式换热器工艺设计说明书 1.设计方案简介 1.1工艺流程概述 由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，应使循环水走管程，甲苯走壳程。如图1，苯经泵抽上来，经管道从接管A进入换热器壳程；冷却水则由泵抽上来经管道从接管C进入换热器管程。两物质在换热器中进行交换，苯从80℃被冷却至55℃之后，由接管B流出；循环冷却水则从30℃升至50℃，由接管D流出。 图1 工艺流程草图 1.2选择列管式换热器的类型 列管式换热器，又称管壳式换热器，是目前化工生产中应用最广泛
的传热设备。其主要优点是：单位体积所具有的传热面积大以及窜热效果较好；此外，结构简单，制造的材料围广，操作弹性也较大等。因此在高温、高压和大型装置上多采用列壳式换热器。如下图所示。 1.2.1列管式换热器的分类 根据列管式换热器结构特点的不同，主要分为以下几种： ⑴固定管板式换热器 固定管板式换热器，结构比较简单，造价较低。两管板由管子互相支承，因而在各种列管式换热器中，其管板最薄。其缺点是管外清洗困难，管壳间有温差应力存在，当两种介质温差较大时，必须设置膨胀节。 固定管板式换热器适用于壳程介质清洁，不易结垢，管程需清洗及温差不大或温差虽大但壳程压力不高的场合。 固定板式换热器 ⑵浮头式换热器 浮头式换热器，一端管板式固定的，另一端管板可在壳体移动，因
而管、壳间不产生温差应力。管束可以抽出，便于清洗。但这类换热器结构较复杂，金属耗量较大；浮头处发生漏时不便检查；管束与壳体间隙较大，影响传热。 浮头式换热器适用于管、壳温差较大及介质易结垢的场合。 ⑶填料函式换热器 填料函式换热器，管束一端可以自由膨胀，造价也比浮头式换热器低，检修、清洗容易，填函处泄漏能及时发现。但壳程介质有外漏的可能，壳程中不宜处理易挥发、易燃、易爆、有毒的介质。 ⑷U形管式换热器 U形管式换热器，只有一个管板，管程至少为两程，管束可以抽出清洗，管子可以自由膨胀。其缺点是管不便清洗，管板上布管少，结垢不紧凑，管外介质易短路，影响传热效果，层管子损坏后不易更换。 U形管式换热器适用于管、壳壁温差较大的场合，尤其是管介质清洁，不易结垢的高温、高压、腐蚀性较强的场合。
管壳式换热器的设计和选用的计算步骤 设有流量为m h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： 当Q和已知时，要求取传热面积A必须知K和则是由传热面积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。 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。计算热流量Q及平均传热温差△t m，根据经验估计总传热系数K估，初估传热面积A 选取管程适宜流速，估算管程数，并根据A估的数值，确定换热管直径、长度及排列。 计算管、壳程阻力在选择管程流体与壳程流体以及初步确定了换热器主要尺寸的基础上，就可以计算管、壳程流速和阻力，看是否合理。或者先选定流速以确定管程数N P和折流板间距B再计算压力降是否合理。这时N P与B是可以调整的参数，如仍不能满足要求，可另选壳径再进行计算，直到合理为止。 核算总传热系数 分别计算管、壳程表面传热系数，确定污垢热阻，求出总传系数K计，并与估算时所取用的传热系数K估进行比较。如果相差较多，应重新估算。 计算传热面积并求裕度 根据计算的K计值、热流量Q及平均温度差△t m，由总传热速率方程计算传热面积A0，一般应使所选用或设计的实际传热面积A P大于A020%左右为宜。即裕度为20%左右，裕度的计算式为： 某有机合成厂的乙醇车间在节能改造中，为回收系统内第一萃取塔釜液的热量，用其釜液将原料液从95℃预热至128℃，原料液及釜液均为乙醇，水溶液，其操作条件列表如下： 表4-18设计条件数据
武汉工程大学邮电与信息工程学院毕业设计(论文)外文资料翻译 原文题目：Effectively Design Shell-and-Tube Heat Exchangers 原文来源：Chemical Engineering Progress February 1998 文章译名：管壳式换热器的优化设计 姓名：xxx 学号：62021703xx 指导教师(职称)：王成刚（副教授） 专业：过程装备与控制工程 班级：03班 所在学院：机电学部
管壳式换热器的优化设计 为了充分利用换热器设计软件，我们需要了解管壳式换热器的分类、换热器组件、换热管布局、挡板、压降和平均温差。 管壳式换热器的热设计是通过复杂的计算机软件完成的。然而，为了有效使用该软件，需要很好地了解换热器设计的基本原则。 本文介绍了传热设计的基础，涵盖的主题有：管壳式换热器组件、管壳式换热器的结构和使用范围、传热设计所需的数据、管程设计、壳程设计、换热管布局、挡板、壳程压降和平均温差。关于换热器管程和壳程的热传导和压力降的基本方程已众所周知。在这里，我们将专注于换热器优化设计中的相关应用。后续文章是关于管壳式换热器设计的前沿课题，例如管程和壳程流体的分配、多壳程的使用、重复设计以及浪费等预计将在下一期介绍。 管壳式换热器组件 至关重要的是，设计者对管壳式换热器功能有良好的工作特性的认知，以及它们如何影响换热设计。管壳式换热器的主要组成部分有：壳体 封头 换热管 管箱 管箱盖 管板 折流板 接管 其他组成部分包括拉杆和定距管、隔板、防冲挡板、纵向挡板、密封圈、支座和地基等。 管式换热器制造商协会标准详细介绍了这些不同的组成部分。 管壳式换热器可分为三个部分：前端封头、壳体和后端封头。图1举例了各种结构可能的命名。换热器用字母编码描述三个部分，例如，BFL 型换热器有一个阀盖，双通的有纵向挡板的壳程和固定的管程后端封头。根据结构
毕业设计（论文）管壳式换热器的建模、换热计算和CFD模拟 专业年级2007级热能与动力工程专业 学号姓名20070348 杨郭 指导教师刘巍 评阅人刘庆君 二零一一年六月 中国南京
任务书 课题名称：管壳式换热器的建模、换热计算与CFD模拟 课题类型：毕业论文 任务书内容: 1、英文资料的翻译5千个汉字字符以上（要求和热动、空调、能源、环境、新能源等本专业有关的内容，可以是英文著作、设备使用手册、英文文献检索、英文专利文献、网上专题介绍等实用性的、将来工作中可遇到的相关题材的文章，最好不要是科普类、教学类的英文） 2、使用的原始资料（数据）及设计技术要求：2.1.管壳式换热器，热交换功率100kW，200kW。2.2.温度进口350~500℃，出口温度150~200℃，流速可变；温度进口100~150℃，出口温度300~450℃，流速可变。其总流阻损失应在满足规定要求。 2.3.换热器材料可选，几何尺寸可变；工作介质可选择（空气、水、氟利昂） 2.4.换热器外壁面绝热保温； 2.5.采用CFD模拟计算与能量分析，对系统进行相关工况的模拟； 3、设计内容：3.1. 学习和消化设计任务书，按照设计任务书的设计内容，拟定工作内容和计划，拟定出设计和计算的每个过程中应该遵循设计要求与规定。 3.2.查找和收集有关管壳式换热器的历史和现状资料，查找相关管壳式换热器的运用案例，及其相关的技术条件和运行要求。 3.3.以科技文献检索，包括期刊、专利、设计标准、产品标准、设计手册、产品样本，寻找和熟悉相关的分析计算软件；熟悉设计工具软件、电脑等；3.4.根据已知参数，用ProE设计出符合要求的管壳式换热器，并学习如何导入相关软件进行网格设计；3.5.进行管壳式换热器CFD网格设计，用fluent软件对管壳式换热器进行变工况运行能量分析；3.5.分析计算换热器的流阻损失，其结果的合理性，分析提高换热效率主要手段和改进的方向。 3.6.输出的计算文件包括：3.6.1.完整的毕业设计任务书3.6.2.符合要求的算模型的结构、尺寸； 3.6.3.换热计算的过程、表格，计算结果的结论等等； 3.6. 4.规定状态的CFD模拟结果和能量分析图； 3.6. 5.毕业设计论文； 3.7.把所作的工作、学习的体会、方案的选择过程、计算方案过程等写在过程手册中，写好毕业设计论文。准备毕业答辩的PPT文稿。 任务书进度: 1、16~17周，分析、熟悉毕业设计题目、查找相关翻译资料，对“毕业设计任务书”进行分析计划；收集相关行业信息；准备电脑、办公地点，学习相关软件； 2、18~19周，基础设计，查找技术资料、确定设计方案，对方案进行初步设计与计算； 3、1~4周，进行相关计算，结果分析，编写相关计算、设计、计划文件； 4、5~9周，计算结果分析、修改、撰写毕业论文； 5、10~14周，毕业论文和设计文件的修改，准备毕业答辩。
河南理工大学课程设计管壳式换热器设计 学院：机械与动力工程学院 专业：热能与动力工程专业 班级：11-02班 学号： 姓名： 指导老师： 小组成员：
目录 第一章设计任务书 (2) 第二章管壳式换热器简介 (3) 第三章设计方法及设计步骤 (5) 第四章工艺计算 (6) 4.1 物性参数的确定 (6) 4.2核算换热器传热面积 (7) 4.2.1传热量及平均温差 (7) 4.2.2估算传热面积 (9) 第五章管壳式换热器结构计算 (11) 5.1换热管计算及排布方式 (11) 5.2壳体内径的估算 (13) 5.3进出口连接管直径的计算 (14) 5.4折流板 (14) 第六章换热系数的计算 (20) 6.1管程换热系数 (20) 6.2 壳程换热系数 (20) 第七章需用传热面积 (23) 第八章流动阻力计算 (25) 8.1 管程阻力计算 (25) 8.2 壳程阻力计算 (26) 总结 (28)
第一章设计任务书 煤油冷却的管壳式换热器设计：设计用冷却水将煤油由140℃冷却冷却到40℃的管壳式换热器，其处理能力为10t/h，且允许压强降不大于100kPa。 设计任务及操作条件 1、设备形式：管壳式换热器 2、操作条件 （1）煤油：入口温度140℃，出口温度40℃ （2）冷却水介质：入口温度26℃，出口温度40℃
第二章管壳式换热器简介 管壳式换热器是在石油化工行业中应用最广泛的换热器。纵然各种板式换热器的竞争力不断上升，管壳式换热器依然在换热器市场中占主导地位。目前各国为提高这类换热器性能进行的研究主要是强化传热，提高对苛刻的工艺条件和各类腐蚀介质适应性材料的开发以及向着高温、高压、大型化方向发展所作的结构改进。 强化传热的主要途径有提高传热系数、扩大传热面积和增大传热温差等方式，其中提高传热系数是强化传热的重点，主要是通过强化管程传热和壳程传热两个方面得以实现。目前，管壳式换热器强化传热方法主要有：采用改变传热元件本身的表面形状及表面处理方法，以获得粗糙的表面和扩展表面；用添加内物的方法以增加流体本身的绕流；将传热管表面制成多孔状，使气泡核心的数量大幅度增加，从而提高总传热系数并增加其抗污垢能力；改变管束支撑形式以获得良好的流动分布，充分利用传热面积。 管壳式热交换器（又称列管式热交换器）是在一个圆筒形壳体内设置许多平行管子（称这些平行的管子为管束），让两种流体分别从管内空间（或称管程）和管外空间（或称壳程）流过进行热量交换。 在传热面比较大的管壳式热交换器中，管子根数很多，从而壳体直径比较大，以致它的壳程流通截面大。这是如果流体的容积流量比较小，使得流速很低，因而换热系数不高。为了提高流体的流速，可在管外空间装设与管束平行的纵向隔板或与管束垂直的折流板，使管外流体在壳体内曲折流动多次。因装置纵向隔板而使流体来回流动的次数，称为程数，所以装了纵向隔板，就使热交换器的管外空间成为多程。而当装设折流板时，则不论流体往复交错流动多少次，其管外空间仍以单程对待。 管壳式热交换器的主要优点是结构简单，造价较低，选材范围广，处理能力大，还能适应高温高压的要求。虽然它面临着各种新型热交换器的挑战，但由于它的高度可靠性和广泛的适应性，至今仍然居于优势地位。 由于管内外流体的温度不同，因之换热器的壳体与管束的温度也不同。如果两流体温度相差较大，换热器内将产生很大的热应力，导致管子弯曲、断裂或从管板上拉脱。因此，当管束与壳体温度差超过50℃时，需采取适当补偿措施，
管壳式换热器简介及分类 概述 换热器是在具有不同温度的两种或两种以上流体之间传递热量的设备。在工业生产中，换热器的主要作用是使热量从温度较高的流体传递给温度较低的流体，使流体温度达到工艺流程规定的指标，以满足过程工艺条件的需要。换热器是化工、炼油、动力、食品、轻工、原子能、制药、航空以及其他许多工艺部门广泛使用的一种通用设备。在华工厂中，换热器的投资约占总投资的10%-20%；在炼油厂中该项投资约占总投资的35%-40%。 目前，在换热器中，应用最多的是管壳式换热器，他是工业过程热量传递中应用最为广泛的一种换热器。虽然管壳式换热器在结构紧凑型、传热强度和单位传热面的金属消耗量无法与板式或者是板翅式等紧凑换热器相比，但管壳式换热器适用的操作温度与压力范围较大，制造成本低，清洗方便，处理量大，工作可靠，长期以来人们已在其设计和加工方面积累了许多经验，建立了一整套程序，人么可以容易的查找到其他可靠设计及制造标准，而且方便的使用众多材料制造，设计成各种尺寸及形式，管壳式换热器往往成为人们的首选。 近年来，由于工艺要求、能源危机和环境保护等诸多因素，传热强化技术和换热器的现代研究、设计方法获得了飞速发展，设计人员已经开发出了多种新型换热器，以满足各行各业的需求。如为了适应加氢装置的高温高压工艺条件，螺纹锁紧环换热器、Ω密封环换热器、金属垫圈式换热器技术获得了快速发展，并在乙烯裂解、合成氨、聚合和天然气工业中大量应用，可达到承压35Mpa、承温700℃的工艺要求；为了回收石化、原子能、航天、化肥等领域使用燃气、合成气、烟气等所产生的大量余热，产生了各种结构和用途的废热锅炉，为了解决换热器日益大型化所带来的换热器尺度增大，震动破坏等问题，纵流壳程换热器得到飞速的发展和应用；纵流壳程换热器不仅提高了传热效果，也有效的克服了由于管束震动引起的换热器破坏现象。另外，各种新结构的换热器、高效重沸器、高效冷凝器、双壳程换热器等也大量涌现。 管壳式换热器按照不同形式的分类 工业换热器通常按以下诸方面来分类：结构、传热过程、传热面的紧凑程度、所用材料、
管壳式换热器的设计要点 换热器的设计过程包括计算换热面积和选型两个方面。有关换热器的选型问题，前面已经讲过了，下面主要介绍管壳式换热器的设计要点及如何分析计算结果、调整计算，而设计出满足工艺需要的、传热效率高的换热器。 11.1设计计算的基本模型及换热器的性能参数 换热器的性能主要是通过下列公式来描述的。 a.冷、热两流体间热量平衡 Qreq=(WCpΔT)hot=(WCpΔT)cold W--流体质量流量 Cp--流体的比热 hot--热流体 cold--冷流体 ΔT--进出口温度差 b.传热率方程 Qact=(A)(ΔTm)(1/ΣR) ΣR=(1/hi)o+(1/ho)o+(Rf)o+(Rw)o ΣR--总热阻 A--传热面 hi、ho--分别为两流体的传热膜系数 Rf--两流体的污垢热阻
Rw--金属壁面热阻 ΔTm--平均温度差 O--通常换热计算以换热管外表面为基准 c. 传热率的估算 Qact≥Qreq d. 对压力降的限制条件 (ΔPi)act≤(ΔPi)allow (ΔPo)act≤(ΔPo)allow ΔP--压力降 下标i表示管内 下标o表示管外 11.2 换热器的计算类型 换热器的计算类型常分为设计计算和校核计算两大类。换热器计算一般需要三大类数据：结构数据、工艺数据和物性数据，其中结构数据的选择在换热器中最为重要。在管壳式换热器的设计中包含有一系列的选择问题，如壳体型式、管程数、管子类型、管长、管子排列、折流板型式、冷热流体流动通道方式等方面的选择。工艺数据包括冷、热流体的流量、进出口温度、进口压力、允许压降及污垢系数等。物性数据包括冷、热流体在进出口温度下的密度、比热容、粘度、导热系数、表面张力。 a.设计计算 Design 设计计算就是通过给定的工艺条件，来确定一台未知换热器的结构参数，并使其结构最优、尺寸最小。对设计计算应先确定下列基本的几何参数：
标准系列化管壳式换热器的设计计算步骤 （1）了解换热流体的物理化学性质和腐蚀性能 （2）计算传热量，并确定第二种流体的流量 （3）确定流体进入的空间 （4）计算流体的定性温度，确定流体的物性数据 （5）计算有效平均温度差，一般先按逆流计算，然后再校核 （6）选取经验传热系数 （7）计算传热面积 （8）查换热器标准系列，获取其基本参数 （9）校核传热系数，包括管程、壳程对流给热系数的计算。假如核算的K与原选的经验值相差不大，就不再进行校核。若相差较大，则需重复（6）以下步骤 （10）校核有效平均温度差 （11）校核传热面积 （12）计算流体流动阻力。若阻力超过允许值，则需调整设计。 非标准系列化列管式换热器的设计计算步骤 （1）了解换热流体的物理化学性质和腐蚀性能 （2）计算传热量，并确定第二种流体的流量 （3）确定流体进入的空间 （4）计算流体的定性温度，确定流体的物性数据 （5）计算有效平均温度差，一般先按逆流计算，然后再校核 （6）选取管径和管内流速 （7）计算传热系数，包括管程和壳程的对流传热系数，由于壳程对流传热系数与壳径、管束等结构有关，因此，一般先假定一个壳程传热系数，以计算K，然后再校核 （8）初估传热面积，考虑安全因素和初估性质，常采用实际传热面积为计算传热面积值的1.15~1.25倍（9）选取管长 （10）计算管数 （11）校核管内流速，确定管程数 （12）画出排管图，确定壳径和壳程挡板形式及数量等 （13）校核壳程对流传热系数 （14）校核平均温度差 （15）校核传热面积 （16）计算流体流动阻力。若阻力超过允许值，则需调整设计。 甲苯立式管壳式冷凝器的设计（标准系列） 一、设计任务 1.处理能力： 2.376×104t/a正戊烷； 2.设备形式：立式列管式冷凝器。 二、操作条件 1.正戊烷：冷凝温度51.7℃，冷凝液于饱和温度下离开冷凝器； 2.冷却介质：为井水，流量70000kg/h，入口温度32℃； 3.允许压降：不大于105Pa； 4.每天按330天，每天按24小时连续运行。 三、设计要求 选择适宜的列管式换热器并进行核算。 附：正戊烷立式管壳式冷却器的设计——工艺计算书（标准系列）
第1章换热器设计软件介绍与入门 孙兰义 2014-11-2
主要内容 1 ASPEN EDR软件 1.1 Aspen EDR简介 1.2 Aspen EDR图形界面 1.3 Aspen EDR功能特点 1.4 Aspen EDR主要输入页面 1.5 Aspen EDR简单示例应用 2 HTRI软件 2.1 HTRI简介 2.2 HTRI图形界面 2.3 HTRI功能特点 2.4 HTRI主要输入页面 2.5 HTRI简单示例应用
Aspen Exchanger Design and Rating（Aspen EDR）是美国AspenTech 公司推出的一款传热计算工程软件套件，包含在AspenONE产品之中。 Aspen EDR能够为用户用户提供较优的换热器设计方案，AspenTech 将工艺流程模拟软件和综合工具进行整合，最大限度地保证了数据的一致性，提高了计算结果的可信度，有效地减少了错误操作。 Aspen7.0以后的版本已经实现了Aspen Plus、Aspen HYSYS和Aspen EDR的对接，即Aspen Plus可以在流程模拟工艺计算之后直接无缝集成转入换热器的设计计算，使Aspen Plus、Aspen HYSYS流程计算与换热器详细设计一体化，不必单独地将Aspen Plus计算的数据导出再导入给换热器计算软件，用户可以很方便地进行数据传递并对换热器详细尺寸在流程中带来的影响进行分析。
Aspen EDR的主要设计程序有： ①Aspen Shell & Tube Exchanger：能够设计、校核和模拟管壳式换热器的传热过程 ②Aspen Shell & Tube Mechanical：能够为管壳式换热器和基础压力容器提供完整的机械设计和校核 ③HTFS Research Network：用于在线访问HTFS的设计报告、研究报告、用户手册和数据库 ④Aspen Air Cooled Exchanger ：能够设计、校核和模拟空气冷却器 ⑤Aspen Fired Heater：能够模拟和校核包括辐射和对流的完整加热系统，排除操作故障，最大限度的提高效率或者找出潜在的炉管烧毁或过度焦化 ⑥Aspen Plate Exchanger ：能够设计、校核和模拟板式换热器； ⑦Aspen Plate Fin Exchanger：能够设计、校核和模拟多股流板翅式换热器
1．设计题目及设计参数 (1) 1.1设计题目：满液式蒸发器 (1) 1.2设计参数： (1) 2设计计算 (1) 2.1热力计算 (1) 2.1.1制冷剂的流量 (1) 2.1.2冷媒水流量 (1) 2.2传热计算 (2) 2.2.1选管 (2) 2.2.2污垢热阻确定 (2) 2.2.3管内换热系数的计算 (2) 2.2.4管外换热系数的计算 (3) 2.2.5传热系数 K计算 (3) 2.2.6传热面积和管长确定 (4) 2.3流动阻力计算 (4) 3．结构计算 (5) 3.1换热管布置设计 (5) 3.2壳体设计计算 (5) 3.3校验换热管管与管板结构合理性 (5) 3.4零部件结构尺寸设计 (6) 3.4.1管板尺寸设计 (6) 3.4.2端盖 (6) 3.4.3分程隔板 (7) 3.4.4支座 (7) 3.4.5支撑板与拉杆 (7) 3.4.6垫片的选取 (7) 3.4.7螺栓 (8) 3.4.8连接管 (9) 4．换热器总体结构讨论分析 (10) 5．设计心得体会 (10) 6．参考文献 (10)
1．设计题目及设计参数 1.1设计题目：105KW 满液式蒸发器 1.2设计参数： 蒸发器的换热量Q 0=105KW ； 给定制冷剂：R22； 蒸发温度：t 0=2℃，t k =40℃， 冷却水的进出口温度： 进口1t '=12℃; 出口1 t " =7℃。 2设计计算 2.1热力计算 2.1.1制冷剂的流量 根据资料【1】，制冷剂的lgp-h 图：P 0=0.4MPa ，h 1=405KJ/Kg ，h 2=433KJ/Kg ， P K =1.5MPa ，h 3=h 4=250KJ/Kg ，kg m 04427.0v 3 1=，kg m v 3 400078.0= 图2-1 R22的lgP-h 图 制冷剂流量s kg s kg h h Q q m 667 .0250 4051054 10=-= -= 2.1.2冷媒水流量 水的定性温度t s =（12+7）/2℃=9.5℃,根据资料【2】附录9，ρ=999.71kg/m 3 ,c p =4.192KJ/(Kg ·K)
%物性参数 % 有机液体取69度 p1=997; cp1=2220; mu1=0.0006; num1=0.16; % 水取30度 p2=995.7; mu2=0.0008; cp2=4174; num2=0.62; %操作参数 % 有机物 qm1=18;%-----------有机物流量-------------- dt1=78; dt2=60; % 水 t1=23; t2=37;%----------自选----------- %系标准选择 dd=0.4;%内径 ntc=15;%中心排管数 dn=2;%管程数 n=164;%管数 dd0=0.002;%管粗 d0=0.019;%管外径 l=0.025;%管心距 dl=3;%换热管长度 s=0.0145;%管程流通面积 da=28.4;%换热面积 fie=0.98;%温差修正系数----------根据R和P查表------------ B=0.4;%挡板间距-----------------自选-------------- %预选计算 dq=qm1*cp1*(dt1-dt2); dtm=((dt1-t2)-(dt2-t1))/(log((dt1-t2)/(dt2-t1))); R=(dt1-dt2)/(t2-t1); P=(t2-t1)/(dt1-t1); %管程流速 qm2=dq/cp2/(t2-t1); ui=qm2/(s*p2);
%管程给热系数计算 rei=(d0-2*dd0)*ui*p2/mu2; pri=cp2*mu2/num2; ai=0.023*(num2/(d0-2*dd0))*rei^0.8*pri^0.4; %管壳给热系数计算 %采用正三角形排列 Apie=B*dd*(1-d0/l);%最大截流面积 u0=qm1/p1/Apie; de=4*(sqrt(3)/2*l^2-pi/4*d0^2)/(pi*d0);%当量直径 re0=de*u0*p1/mu1; pr0=cp1*mu1/num1; if re0>=2000 a0=0.36*re0^0.55*pr0^(1/3)*0.95*num1/de; else a0=0.5*re0^0.507*pr0^(1/3)*0.95*num1/de; end %K计算 K=1/(1/ai*d0/(d0-2*dd0)+1/a0+2.6*10^(-5)+3.4*10^-5+dd0/45.4); %A Aj=dq/(K*dtm*fie); disp('K=') disp(K); disp('A/A计='); disp(da/Aj); %计算管程压降 ed=0.00001/(d0-2*dd0); num=0.008; err=100; for i=0:5000 err=1/sqrt(num)-1.74+2*log(2*ed+18.7/(rei*sqrt(num)))/log(10); berr=err/(1/sqrt(num)); if berr<0.01 break; else num=num+num*0.01;
管壳式换热器传热设计说明书 设计一列管试换热器，主要完成冷却水——过冷水的热量交换设计压力为管程（表压），壳程压力为（表压），壳程冷却水进,出口温度分别为20℃和50℃，管程过冷水进，出口温度分别为90℃和65℃管程冷水的流量为80t/h。 2、设计计算过程： （1）热力计算 1)原始数据： 过冷却水进口温度t1′=145℃； 过冷却水出口温度t1〞=45℃； 过冷却水工作压力P1=（表压） 冷水流量G1=80000kg/h； 冷却水进口温度t2′=20℃； 冷却水出口温度t2〞=50℃； 冷却水工作压力P2= Mp a（表压）。改为冷却水工作压力P2= Mp 2)定性温度及物性参数： 冷却水的定性温度t2=( t1′+ t1〞)/2=(20+50)/2=35℃； 冷却水的密度查物性表得ρ2= kg/m3； 冷却水的比热查物性表得C p2= kJ/kg.℃ 冷却水的导热系数查物性表得λ2= W/m.℃ 冷却水的粘度μ2=×10－6 Pa·s； 冷却水的普朗特数查物性表得P r2=； 过冷水的定性温度℃； 过冷水的密度查物性表得ρ1=976 kg/m3； 过冷水的比热查物性表得C p1=kg.℃； 过冷水的导热系数查物性表得λ1=m.℃； 过冷水的普朗特数查物性表得P r2； 过冷水的粘度μ1=×10－6 Pa·s。 过冷水的工作压力P1= Mp a（表压） 3)传热量与水热流量 取定换热器热效率为η=； 设计传热量： 过冷却水流量： ； 4)有效平均温差 逆流平均温差：
根据式（3-20）计算参数p、R: 参数P： 参数R： 换热器按单壳程2管程设计，查图3—8得温差校正系数Ψ=； 有效平均温差： 5)管程换热系数计算： 附录10，初定传热系数K0=400 W/m.℃； 初选传热面积： m2； 选用φ25×无缝钢管作换热管； 管子外径d0=m； 管子内径d i=×=0.02 m； 管子长度取为l=3 m； 管子总数： 取720根管程流通截面积： m2 管程流速： m/s 管程雷诺数： 湍流管程传热系数：（式3-33c） 6)结构初步设计： 布管方式见图所示: 管间距s=0.032m（按GB151,取）； 管束中心排管的管数按所给的公式确定： 取20根；
换热器计算程序 2.1设计原始数据 表2—1 名称设计压力设计温度介质流量容器类别设计规范单位Mpa ℃/ Kg/h / / 壳侧7.22 420/295 蒸汽、水III GB150 管侧28 310/330 水60000 GB150 2.2管壳式换热器传热设计基本步骤 （1）了解换热流体的物理化学性质和腐蚀性能 （2）由热平衡计算的传热量的大小，并确定第二种换热流体的用量。 （3）确定流体进入的空间 （4）计算流体的定性温度，确定流体的物性数据 （5）计算有效平均温度差，一般先按逆流计算，然后再校核 （6）选取管径和管内流速 （7）计算传热系数，包括管程和壳程的对流传热系数，由于壳程对流传热系数与壳径、管束等结构有关，因此，一般先假定一个壳程传热系数，以计算K，然后再校核 （8）初估传热面积，考虑安全因素和初估性质，常采用实际传热面积为计算传热面积值的1.15~1.25倍 l （9）选取管长 N （10）计算管数 T （11）校核管内流速，确定管程数 D和壳程挡板形式及数量等 （12）画出排管图，确定壳径 i （13）校核壳程对流传热系数 （14）校核平均温度差 （15）校核传热面积 （16）计算流体流动阻力。若阻力超过允许值，则需调整设计。
2.3 确定物性数据 2.3.1定性温度 由《饱和水蒸气表》可知，蒸汽和水在p=7.22MPa、t>295℃情况下为蒸汽，所以在不考虑开工温度、压力不稳定的情况下，壳程物料应为蒸汽，故壳程不存在相变。 对于壳程不存在相变，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。其壳程混合气体的平均温度为： t=420295 357.5 2 + =℃（2-1） 管程流体的定性温度： T=310330 320 2 + =℃ 根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。 2.3.2 物性参数 管程水在320℃下的有关物性数据如下：【参考物性数据无机表1.10.1】 表2—2 密度ρ i- =709.7 ㎏/m3 定压比热容c pi =5.495 kJ/㎏.K 热导率λ i =0.5507 W/m.℃ 粘度μ i =85.49μPa.s 普朗特数Pr=0.853 壳程蒸气在357.5下的物性数据[1]：【锅炉手册饱和水蒸气表】 表2—3
目录 任务书 (2) 摘要 (4) 说明书正文 (5) 一、设计题目及原始数据 (5) 1.原始数据 (5) 2.设计题目 (5) 二、结构计算 (5) 三、传热计算 (7) 四、阻力计算 (8) 五、强度计算 (9) 1.冷却水水管 (9) 2.制冷剂进出口管径 (9) 3.管板 (10) 4支座 (10) 5.密封垫片 (10) 6.螺钉 (10) 6.1螺钉载荷 (10) 6.2螺钉面积 (10) 6.3螺钉的设计载荷 (10) 7.端盖 (11) 六、实习心得 (11) 七、参考文献 (12) 八、附图
广东工业大学课程设计任务书 题目名称 35KW 壳管冷凝器 学生学院 材料与能源学院 专业班级 热能与动力工程制冷xx 班 姓 名 xx 学 号 xxxx 一、课程设计的内容 设计一台如题目名称所示的换热器。给定原始参数： 1. 换热器的换热量Q= 35 kw; 2. 给定制冷剂 R22 ; 3. 制冷剂温度 t k =40℃ 4. 冷却水的进出口温度 '0132t C =" 0136t C = 二、课程设计的要求与数据 1）学生独立完成设计。 2）换热器设计要结构合理，设计计算正确。(换热器的传热计算, 换热面积计 算, 换热器的结构布置, 流体流动阻力的计算)。 3）图纸要求：图面整洁、布局合理，线条粗细分明，符号国家标准，尺寸标注规范，使用计算机绘图。 4）说明书要求： 文字要求：文字通顺，语言流畅，书写工整，层次分明，用计算机打印。 格式要求： （1）课程设计封面；（2）任务书；（3）摘要；（4）目录；（5）正文，包括设计的主要参数、热力计算、传热计算、换热器结构尺寸计算布置及阻力计算等设计过程；对所设计的换热器总体结构的讨论分析；正文数据和公式要有文献来源编号、心得体会等；（6）参考文献。 三、课程设计应完成的工作 1）按照设计计算结果，编写详细设计说明书1份； 2）绘制换热器的装配图1张，拆画关键部件零件图1～2张。
xxxxxxxxx 大学 课程设计说明书 设计题目：管壳式换热器的设计 学院、系：化学工程与工艺学院（精细化工专业）专业班级：精细2012班 学生：xxxxxxxxxxxx 指导教师：xxxxxxxxxxxxx 成绩：________________________ 2015年07 月08
目录 2015年07 月08 (1) 目录 (2) 一、课程设计题目 (5) 二、课程设计容 (5) 1．管壳式换热器的结构设计 (5) 2. 壳体及封头壁厚计算及其强度、稳定性校核 (5) 3. 筒体水压试验应力校核 (5) 4. 鞍座的选择 (6) 5. 换热器各主要组成部分选材，参数确定。 (6) 6. 编写设计说明书一份 (6) 7. 绘制1号装配图一。 (6) 三、设计条件 (6) （1）气体工作压力 (6) （2）壳、管壁温差50℃，t t ＞t s (6) （3）由工艺计算求得换热面积为105m2。 (6) （4）壳体与封头材料在低合金高强度钢中间选用，并查出其参数，接管及其他数据根据表7-15、7-16选用。 (6) （5）壳体与支座双面对接焊接，壳体焊接接头系数Φ=0.85 (6) （6）图纸：参考图7-52，注意：尺寸需根据自己的设计的尺寸标注。 (6) 四、基本要求 (7) 五、说明书的容 (7) 1.符号说明 (7) 2.前言 (7) 3.材料选择 (7) 4.绘制结构草图 (7) 5.壳体、封头壁厚设计 (8) 6.标准化零、部件选择及补强计算： (8) 7.结束语：对自己所做的设计进行小结与评价，经验与收获。 (8) 8.主要参考资料。 (8)
课程设计 设计题目：管壳式水-水换热器 姓名 院系 专业 年级 学号 指导教师 年月日
目录 1前言 (1) 2课程设计任务书 (2) 3课程设计说明书 (3) 3.1确定设计方案 (3) 3.1.1选择换热器的类型 (3) 3.1.2流动空间及流速的确定 (3) 3.2确定物性数据 (3) 3.3换热器热力计算 (4) 3.3.1热流量 (4) 3.3.2平均传热温度差 (4) 3.3.3循环冷却水用量 (4) 3.3.4总传热系数K (5) 3.3.4计算传热面积 (6) 3.4工艺结构尺寸 (6) 3.4.1管径和管内流速 (6) 3.4.2管程数和传热管数 (6) 3.4.3平均传热温差校正及壳程数 (7) 3.4.4传热管排列和分程方法 (7) 3.4.5壳体内径 (7) 3.4.6折流板 (8) 3.4.7接管 (8) 3.5换热器核算 (8) 3.5.1热量核算 (8) 3.5.2换热器内流体的流动阻力 (12) 3 .6换热器主要结构尺寸、计算结果 (13) 3.7换热器示意图、管子草图、折流板图 (14) 4设计总结 (15) 5参考文献 (16)
1前言 在工程中，将某种流体的热量以一定的传热方式传递给他种流体的设备，成为热交换器。热交换器在工业生产中的应用极为普遍，例如动力工业中锅炉设备的过热器、省煤器、空气预测器，电厂热力系统中的凝汽器、除氧器、给水加热器、冷水塔；冶金工业中高炉的热风炉，炼钢和轧钢生产工艺中的空气和煤气预热；制冷工业中蒸汽压缩式制冷机或吸收式制冷机中的蒸发器、冷凝器；制糖工业和造纸工业的糖液蒸发器和纸浆蒸发器，都是热交换器的应用实例。在化学工业和石油化学工业的生产过程中，应用热交换器的场合更是不胜枚举。在航空航天工业中，为了及时取出发动机及辅助动力装置在运行时产生的大量热量；热交换器也是不可或缺的重要部件。 根据热交换器在生产中的地位和作用，它应满足多种多样的要求。一般来说，对其基本要求有： （1）满足工艺过程所提出的要求。热交换强度高，热损失少。在有利的平均温度下工作。 （2）要有与温度和压力条件相适应的不易遭到破坏的工艺结构，制造简单，装修方便，经济合理，运行可靠。 （3）设备紧凑。这对大型企业，航空航天、新能源开发和余热回收装置更有重要意义。 （4）保证低的流动阻力，以减少热交换器的消耗。 管壳式换热器是目前应用最为广泛的一种换热器。它包括:固定管板式换热器、U 型管壳式换热器、带膨胀节式换热器、浮头式换热器、分段式换热器、套管式换热器等。管壳式换热器由管箱、壳体、管束等主要元件构成。管束是管壳式换热器的核心，其中换热管作为导热元件，决定换热器的热力性能。另一个对换热器热力性能有较大影响的基本元件是折流板（或折流杆）。管箱和壳体主要决定管壳式换热器的承压能力及操作运行的安全可靠性。
TEMA规格的管壳式换热器设计原则 ——摘引自《PERRY’S CHEMICAL ENGINEER’S HANDBOOK 1999》 设计中的一般考虑 流程的选择在选择一台换热器中两种流体的流程时，会采用某些通则。管程的流体的腐蚀性较强，或是较脏、压力较高。壳程则会是高粘度流体或某种气体。当管/壳程流体中的
某一种要用到合金结构时，“碳钢壳体+合金管侧部件”比之“接触壳程流体部件全用合金+碳钢管箱”的方案要较为节省费用。 清洗管子的内部较之清洗其外部要更为容易。 假如两侧流体中有表压超过2068KPa(300 Psig)的,较为节约的结构形式是将高压流体安排在管侧。 对于给定的压降，壳侧的传热系数较管侧的要高。 换热器的停运最通常的原因是结垢、腐蚀和磨蚀。 建造规则“压力容器建造规则，第一册”也就是《ASME锅炉及压力容器规范Section VIII , Division 1》, 用作换热器的建造规则时提供了最低标准。一般此标准的最新版每3年出版发行一次。期间的修改以附录形式每半年出一次。在美国和加拿大的很多地方，遵循ASME 规则上的要求是强制性的。最初这一系列规范并不是准备用于换热器制造的。但现在已包含了固定管板式换热器中管板与壳体间焊接接头的有关规定，并且还包含了一个非强制性的有关管子－管板接头的附件。目前ASME 正在开发用于换热器的其他规则。 列管式换热器制造商协会标准, 第6版., 1978 (通常引称为TEMA 标准*), 用在除套管式换热器而外的所有管壳式换热器的应用中，对ASME规则的补充和说明。TEMA “R级”设计就是“用于石油及相关加工应用的一般性苛刻要求。按本标准制造的设备，设计目的在于在此类应用时严苛的保养和维修条件下的安全性、持久性。”TEMA “C级”设计是“用于商用及通用加工用途的一般性适度要求。”而TEMA“B级”是“用于化学加工用途” *译者注：这已经不是最新版的，现在已经出到1999年第8版 3种建造标准的机械设计要求都是一样的。各TEMA级别之间的差异很小，并已由Rubin 在Hydrocarbon Process., 59, 92 (June 1980) 上做了归列。 TEMA标准所讨论的主题是：命名原则、制造公差、检验、保证、管子、壳体、折流板和支撑板，浮头、垫片、管板、管箱、管嘴、法兰连接端及紧固件、材料规范以及抗结垢问题。 API Standard 660, 4th ed., 1982*，一般炼油用途的管壳式换热器是由美国炼油协会出版的，以补充TEMA标准和ASME规范。很多从事化学和石油加工的公司都有其自己的标准以对以上各种要求作出补充。关于规范、标准和个客户的规定之间的关系已由F. L. Rubin编辑结集，由ASME 在1979年出版了(参见佩里化学工程师手册第6章关于压力容器规则的讨论)。 *译者注：这已经不是最新版的，现在已经出到2001年第6版 换热器的设计压力和设计温度通常在确定时都在预计的工作条件上又给了一个安全裕量。一般设计压力比操作中的预计最高压力或关泵时的最高压力要高大约172KPa(25 Psi)；而设计温度则通常较最高工作温度高14°C (25°F)。 管束振动随着折流板换热器被设计用于流量和压降越来越高的场合，由管子振动带来的损 标准分享网 https://www.doczj.com/doc/9714535861.html, 免费下载