设计（论文）题目：列管式换热器的设计目录1 前言 (3)2 设计任务及操作条件 (3)3 列管式换热器的工艺设计 (3)3.1换热器设计方案的确定 (3)3.2 物性数据的确定 (4)3.3 平均温差的计算 (4)3.4 传热总系数Ｋ的确定 (4)3.5 传热面积A的确定 (6)3.6 主要工艺尺寸的确定 (6)3.6.1 管子的选用 (6)3.6.2 管子总数n和管程数Np的确定 (6)3.6.3 校核平均温度差 t m及壳程数Ns (7)3.6.4 传热管排列和分程方法 (7)3.6.5 壳体径 (7)3.6.6 折流板 (7)3.7 核算换热器传热能力及流体阻力 (7)3.7.1 热量核算 (7)3.7.2 换热器压降校核 (9)4 列管式换热器机械设计 (10)4.1 壳体壁厚的计算 (10)4.2 换热器封头选择 (10)4.3 其他部件 (11)5 课程设计评价 (11)5.1 可靠性评价 (11)5.2 个人感想 (11)6 参考文献 (11)附表换热器主要结构尺寸和计算结果 (12)1 前言换热器（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。

列管式换热器工业上使用最广泛的一种换热设备。

其优点是单位体积的传热面积、处理能力和操作弹性大，适应能力强，尤其在高温、高压和大型装置中采用更为普遍。

列管式换热器主要有以下几个类型：固定管板式换热器、浮头式换热器、U形管式换热器等。

设计一个比较完善的列管式换热器，除了能满足传热方面的要求外，还应该满足传热效率高、体积小、重量轻、消耗材料少、制造成本低、清洗维护方便和操作安全等要求。

列管式换热器的设计，首先应根据化工生产工艺条件的要求，通过化工工艺计算，确定换热器的传热面积，同时选择管径、管长，确定管数、管程数和壳程数，然后进行机械设计。

2 设计任务及操作条件2.1 设计题目：用水冷却甲苯的列管式换热器设计 2.2 设计任务及操作条件某生产过程中，用循环冷却水冷却柴油。

1、甲苯入口温度： 80 ℃，出口温度： 50 ℃ 2、甲苯流量： 33125 kg/h ，压力： 0.4~0.6 MPa3、循环冷却水压力： 0.4~0.6 MPa ，入口温度： 30 ℃，出口温度： 40 ℃ 已知甲苯的有关物性数据：密度ρ1=867kg/m 3；定压热比容c p ，1=1.85kJ/(kg ·℃)；热导率λ1=0.126W/(m ·℃)；黏度μ1=3.75×10-4 Pa ·s3 列管式换热器的工艺设计3.1 换热器设计方案的确定甲苯入口温度80℃，出口温度50℃，冷却水入口温度30℃，出口温度40℃。

壳体和管束壁温差较大，且考虑到冷却水易结垢，需要清洗，故选用浮头式换热器。

冷却水走管程，甲苯走壳程。

因逆流时的平均温度差最小，传热推动力大，可节省冷却介质的用量，操作无特殊要求，故流动方式选逆流。

选用φ25×2.5的碳钢管，管流速设为u i =1.5m/s 。

3.2 物性数据的确定定性温度：可取流体进口温度的平均值。

壳程甲苯的定性温度：6525080T =+=℃管程冷却水的定性温度：3524030T =+=℃ 壳程甲苯65℃物性数据： 密度 ρ1=867kg/m 3； 定压热比容 c p ，1=1.85kJ/(kg ·℃)； 热导率 λ1=0.126W/(m ·℃)； 黏度 μ1=3.75×10-4 Pa ·s管程冷却水35℃时物性数据：查《化工原理》附表可知 密度 ρ2=994.3kg/m 3； 定压热比容 c p ，2=4.174kJ/(kg ·℃)； 热导率 λ2=0.62W/(m ·℃)；黏度 μ2=7.43×10-4 Pa ·s3.3 平均温差的计算1、对于逆流换热过程，其平均温差可按式（3－1）进行计算：2121ln t t t t t m ∆∆∆-∆=∆ （3－1） 式中，Δt 1、Δt 2分别为大端温差与小端温差。

当Δt 1/Δt 2<2时，可用算术平均值：()221t t t m ∆+∆=∆Δt 1=80-40=40℃ Δt 2=50-30=20℃ Δt 1/Δt 2=2℃△△△△△85.282040ln 2040ln 2121=-=-=t t t t t m 3.4 传热总系数Ｋ的确定用式（3－2）进行Ｋ值核算。

（3－2）式中：α－给热系数，W/m 2·℃； R －污垢热阻，m 2·℃／W ； δ－管壁厚度，mm ；λ－管壁导热系数，W/m ·℃； 下标ｉ、ｏ、ｍ分别表示管、管外和平均。

A 0=4πd 02=4π×252=490.63mm 2A i =4πd i 2=4π×202=314.16mm 2 Ｋ＝１＋＋＋＋10000αδλαR d d R d d dd m i i i i40.402216.31463.4902A A A o i m =+=+=mm 2 查《化工原理》附表可知 R si =5.16×10-4 m 2·℃/W R so =1.72×10-4 m 2·℃/Wλ=50 W/m ·℃管程Re=μρdu =00743.00.3994.512.00⨯⨯=40146.6管程传热系数αi 可由公式（3—3)计算αi =Re d 23.00iλ0.8)c p λμ（n （3—3)冷却水被加热，取n=0.4 αi =0.0232.002.60×40146.60.8×）（2.6000743.007.14⨯0.4=412.6W/（m 2·℃）假设取壳程传热系数为600W/（m 2·℃） 用公式（3—4）对K 计算Ｋ＝１＋＋＋＋10000αδλαR d d R d d dd m i i i i（3—4）式中：α－给热系数，W/m 2.℃；R －污垢热阻，m 2.℃／W ； δ－管壁厚度，mm ；λ－管壁导热系数，W/m.℃；下标ｉ、ｏ、ｍ分别表示管、管外和平均。

20.006.41225.0020.0025.0000516.00225.005025.00025.00000172.060011K ⨯++⨯⨯++==179.5W/m 2.℃3.5 传热面积A 的确定换热器的传热量Q=W h c ph (T 1-T 2)=33125×1.85×(80-50)=1.84×106kJ/h=511kw68.9885.285.179511000K Q A =⨯==m t △m 2考虑15%的面积裕度，A=1.15×98.68=113.48m 23.6 主要工艺尺寸的确定3.6.1 管子的选用选用φ25×2.5传热管（碳钢），取管流速u i =1.5m/s3.6.2 管子总数n 和管程数Np 的确定先按单管程计算单程传热管数n s ，由式（3－5）进行计算。

u d V n i ss 24π= （3－5）式中V s －管程流体体积流量，m 3/s ； d i －管子径，m ；u －管适宜流速，m/s 。

冷却水用量h kg t c Q i pi /44125)3040(17.41840000W 0C =-⨯==△ 根272.265.102.002.014.33.994/3600/441254≈=⨯⨯⨯⨯=s n按单程管计算，所需的传热管长度 m n d A s o 54.5327025.014.3113.48l 0=⨯⨯==π 管长l 过长则采用多管程，此时管长一般多选6m （L=6m ）。

该换热器管程数为99.8654.53N p ≈===L l 传热管总根数n=n s ×N p =27×9=243(根）3.6.3 校核平均温度差∆t m 及壳程数NsP=2.030803040=--R=330405080=--按单壳程多管程（Np ）查图得ϕΔt =0.93 ，ϕΔt ﹥0.8 符合要求m t m t t '∆=∆∆ϕ=0.93×28.85=26.83℃3.6.4 传热管排列和分程方法采用组合排列法，即每程均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。

取管心距o d t 25.1=，则t=1.25×25=31.25mm mm 32≈ 横过管束中心线的管数n c =1.19196.18243≈=(根）3.6.5 壳体径采用多管程结构，取管板利用率7.0=η，则壳体径mm N t D 6267.0/2433205.1/05.1=⨯⨯==η圆整可取mm D 700=3.6.6 折流板采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体径的%25，则切去的圆缺高度为mm h 17570025.0=⨯= 取折流板间距D B 4.0=，则 mm 2807000.4.3D 0B =⨯== 取B=300mm（根）折流板数为191-30060001-B L N B ===折流板圆缺水平装配。

3.7 核算换热器传热能力及流体阻力3.7.1 热量核算(1)壳程对流传热系数对圆缺形折流板，可采取克恩公式14.03/155.0Pr Re 36.0⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=w o o e oo d μμλα当量直径，由正三角形排列得m 020.0025.014.3025.0414.3032.0234d d 4t 234d 22o 2o 2e =⨯⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯-⨯⨯=π⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛π-=壳程流通截面积20m043.0032.0025.017.0.2801A =⎪⎭⎫ ⎝⎛-⨯⨯=⎪⎭⎫ ⎝⎛-=t d BD o 壳程流体流速及其雷诺数分别为sm u o /247.0043.0)8673600/(33125=⨯=6.9419000375.0867215.002.0Re =⨯⨯=o普兰特准数51.5126.0000375.01085.1Pr 3=⨯⨯= 粘度校正14.0⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛W μμ=1.035)·/(556035.151.56.994102.0126.036.023/155.0℃m W o =⨯⨯⨯⨯=α (2）管程传热系数管程Re=μρdu =00743.00.3994.512.00⨯⨯=40146.7管程传热系数αi 可由公式（3—6)计算αi =Re d 23.00iλ0.8)c p λμ（n （3—6)冷却水被加热，取n=0.4 αi =0.0232.002.60×40146.70.8×）（2.6000743.007.14⨯0.4=412.57W/（m 2·℃） 管程流体流通截面积：p i i N n d S 24π==01325.092430.0250.02543.14=⨯⨯⨯m 2(3)传热面积校核 计算传热面积A′：mt K QA ∆='=98.68m 2实际传热面积A ：L d n n A o c π)(-==105.5m 2 A/A′=105.5/98.68=1.07 换热器设计合理3.7.2 换热器压降校核(1）管程阻力()∑∆+∆=∆p s t i N N F p p p 211=s N4=P N 4.1=t F221ud l P iρλ=∆传热管相对粗糙度005.02001.0=查莫狄图得)C ·m /(W 036.0i ︒=λ，流速s m u i /931.0=，3m /kg 994=ρ，所以)(4.46522931.099402.06036.021Pa P =⨯⨯⨯=∆)(34.12922931.0994322Pa P =⨯=∆kPa Pa P i 100)(40688414.1)34.12924.4652(<=⨯⨯⨯+=∆∑ 管程流动阻力在允许围之。