（封面）XXXXXXX学院列管式换热器课程设计报告题目：院（系）：专业班级：学生姓名：指导老师：时间：年月日目录1、设计题目（任务书） (2)2、流程示意图 (3)3、流程及方案的说明和论证 (3)4、换热器的设计计算及说明 (4)5、主体设备结构图 (10)6、设计结果概要表 (11)7、设计评价及讨论 (12)8、参考文献 (12)附图：主体设备结构图和花版设计图一．任务书（一）设计题目：列管式冷却器设计（二）设计任务：将自选物料用河水冷却或自选热源加热至生产工艺所要求的温度（三）设计条件：1.处理能力：G=学号最后2位×300t物料/d；2.冷却器用河水为冷却介质，考虑广州地区可取进口水温度为20~30C；加热器用热水或水蒸气为热源，条件自选；3.允许压降：不大于105Pa；4.传热面积安全系数5～15％5.每年按330天计，每天24小时连续运行。
（四）设计要求：1.对确定的设计方案进行简要论述；2.物料衡算、热量衡算；3.确定列管壳式冷却器的主要结构尺寸；4.计算阻力；5.选择合宜的列管换热器并运行核算；6.用Autocad绘制列管式冷却器的结构（3号图纸）、花板布置图（3号图纸）；7.编写设计说明书（包括：①.封面；②.目录；③.设计题目；④.流程示意图；⑤.流程及方案的说明和论证；⑥设计计算及说明；⑦主体设备结构图；⑧设计结果概要表；⑨对设计的评价及问题讨论；⑩参考文献。
）（五）设计进度安排：备注：参考文献格式：期刊格式为：作者姓名.出版年.论文题目.刊物名称.卷号（期号）：起止页码。
专著格式为：作者姓名.出版年.专著书名.出版社名.起止页码。
二．流程示意图列管式换热器是化工生产中常用的一种换热设备, 结构简单, 适应性强; 单位体积所具有的传热面积大并传热效果好; 而且种类多, 型号全。
因此, 本次设计就对传热过程所用设备——列管式换热器进行一次选型设计。
提出了在设计列管式换热器时的整体优化、简化设计的计算步骤过程，从而可使设计者便于计算，以获适宜或最佳设计。
在生产异丙醇的方法中，丙烯和水在强酸固体催化剂存在下在高温和高压下进行直接液相水合，反应在１００℃～２５０℃的温度下在６０～２００ａｔｍ的压力下和在过量水中进行。
随后，反应产物的液相与含有３或４个碳原子的饱和烃的提取剂在从提取剂的临界温度至比临温度高４０℃的温度的范围内的温度下在从提取剂的临界压力至２００ａｔｍ的压力下在Ｓ／Ｆ比率为０．３至３下接触，Ｓ／Ｆ比率由提取剂的量除以提取原料的量公式计算。
根据本发明的方法，降低了浓缩异丙醇所需的能量，并且不需要大规模的生产设备。
本列管式换热器设计是以生产异丙醇过程中的冷却成品异丙醇为设计对象。
三. 流程及方案的说明和论证(一) 设计方案的说明和论证1.确定流程；2.计算定性温度以确定物性数据；3.计算热负荷；4.按纯逆流计算平均传热温差，然后按单壳程多管程计算温度校正，如果温差校正系数小于0.8，应增加壳程数；5.选择适当的总传热系数K以估算传热面积；6.计算冷却水用量；7.确定两流体流经管程或壳程，选定管程流体速度，由流速和流量估算单程管的管子根数，由管子根数和估算的传热面积，估算管子长度和直径，再由系列标准选用适当型号换热器。
9.传热管排列和分程方法；10.计算壳体内径和折流板间距、折流板数；11.计算壳程流体传热膜系数；12.计算管程流体流速，若结果与前面设定的流速不接近，则要从头在设定一个速度，再开始算过，直到两者相互接近；13.计算管内传热膜系数；14.确定污垢热阻，计算总传热系数，如果相差较多，应重新估算；15.壁温核算，结果如果大于50℃，要设置温差补偿装置；如果超过105Pa ，则要从头开始再设数据算，直到结果不大于105Pa 为止。
16.计算传热面积安全系数，必须满足5％－15％的安全度，若不在此范围内，则要再改数据再试算，直到符合要求；(二) 确定设计方案及流程 1 选择物料本实验选择工业上生产的异丙醇用作为热流体，选择没经过处理的河水作为冷流体.2 确定两流体的进出口温度热流体的进出口温度分别为800C 、40℃； 冷流体的进出口温度分别是200C 、30℃。
3 确定操作流程由于异丙醇有一定毒性和刺激性，所以应该走管程,减少泄露的机会；冷流体应走壳程。
4 换热器类型的选择由于两流体温差小于50℃,且由成本等方面来考虑，采用固定管板式换热器.四、换热器的设计计算及说明（一） 确定物性数据 1 定性温度管程异丙醇的定性温度为：6024080=+=m T ℃管壳程冷流体的定性温度为：2523020=+=m t ℃（1）热负荷h kg h kg d t M i /75000/2410001800/1800=⨯==h kJ h kJ t C M Q i i p i i /1061.5/40187.0750005,⨯=⨯⨯=∆= Q i ——热负荷，k J/h ；M i ——热流体的流量，kg/h ； ∆t i ——热流体的温度差，℃c ρ,i ——热流体的比热容，kJ/kg ·℃。
（2）平均传热温度 按逆流计算得 6.2120304080ln)2030()4080(=-----=∆m t ℃∆t 1，∆t 2——分别是换热器两端冷热流体的温差，℃。
(3) 平均传热温差校正及壳程数 平均传热温差校正系数：420304080=--=R25.040802030=--=p按单壳程，二管程，查对数平均温度差校正系数t ∆ϕ值表，得 8.09.0>=∆t ϕ 平均传热温差：196.219.0'=⨯=∆=∆∆m t m t t ϕ℃由于平均传热温差校正系数大于0.8，同时壳程流体流量较大，所以取单壳程较合适。
（4）传热面积假设K=280w/m 2·℃，则估算的传热面积为：23529.29192803600101061.5m t K Q A m i o =⨯⨯⨯⨯=∆=（5）冷却水用量h kg t C Q m o o i o /3.13424)2030(179.41061.55,=-⨯⨯=∆=ρ∆t o ——冷流体的温度差，K 。
c p,o ——冷流体热容，kJ/kg ·℃4 径和管内流速选用管径为ф19mm ×2mm 传热管， 取管内流速u i =0.42 m/ s 。
5 管程数和传热管数374360042.06.751015.014.3475000u 42i=⨯⨯⨯⨯⨯==i i id M n ρπ根 m n d A L o o 25.137402.014.329.29=⨯⨯==π 按单程管计算，现取传热管长l =1 m ，则25.1125.1===l L N p 管程取p N =2程，则总管数为 7482374=⨯=r N 根n ——单程传热管数；L ——传热管长度，m ； N P ——换热器的管程数； N T ——传热管总根数；ρi ——热流体密度，kg/m 3∴所选管程数与壳程数与上面假设吻合。
（二） 管程流体压强降管程流体流通截面积2221321.02374015.014.32m nd S i i =⨯⨯==π管程流体流速 s m S M i i i i /210.036006.7511321.075000=⨯⨯==ρμ 雷诺数43100006.310789.06.751210.0015.0Re ⨯=⨯⨯⨯==-μρμii i i d ∑∆+∆=∆s p t i N N F p p p )(21其中，F t =1.5，N p =2，s N =1。
221ii i d l P μρλ=∆，2322i i P μρ=∆ΔP 1、ΔP 2——分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压力降，Pa ；F t ——结垢校正系数，无因次，对于ф19×2mm 管子，取为0.42。
由Re=1.61×104，传热管相对粗糙度为0.006，查得λ=0.038， 流速u i =0.210m/s ，所以有53221010905.0125.12210.06.751)3015.06038.0(2)3(<⨯=⨯⨯⨯⨯⨯+⨯=+=∑s p t i i ii N N F d l P μρλ ∴管程压降符合要求。
（三） 壳程流体压强降s s N F P P P )(210'∆+'∆=∑∆ΔP 1'——流体横过管束的压强降，Pa ；ΔP 2'——流体通过折流板缺口的压强降，Pa ；F s ——壳程压强降的结垢校正因数，无因次，液体可取1.15。
2)1(20001u N n Ff P B c ρ+='∆20022(3.5)2B u h P N D ρ'∆=- F ——管子排列方法对压强降的校正因数，对正三角形排列F=0.5；f 0——壳程流体的摩擦系数，当Re 0>500时，f 0=5.0 R e 0-0.228； b ——横过管束中心线的管子数；301.307481.11.1≈=⨯==r N b ;N B ——折流挡板数；911.011=-=-=h l N B （块） h ——折流挡板间距，m ；h=0.1m 其中有N s =1，F s =1.0； 1 流体流经管束的阻力损失025.002.025.125.1=⨯==o d a m m d e o 03.002.05.15.1=⨯==则： m e b a D 79.003.02)130(025.02)1(=⨯+-⨯=+-=这里取0.8m204.0)02.0308.0(2.0)(m bd D h A o o =⨯-⨯=-=s m A m o o o o /09.004.095.99636003.134243600=⨯⨯==ρμ因为管子为正三角形排列，则当量直径为m d d a d o o e 0144.002.0)02.04025.023(4)423(42222=⨯⨯-⨯=-=ππππ50086.144610893.00144.095.99609.0Re 3>=⨯⨯⨯==-μρμe o o o d 所以 86.086.14460.5Re 0.5228.0228.0=⨯==--o o fPa P 86.520209.095.996)19(3086.05.021'=⨯⨯+⨯⨯⨯=∆Pa P 02.109209.095.996)8.02.025.3(922'=⨯⨯⨯-⨯=∆∑<=⨯⨯+=∆Pa Pa P o51088.62910.1)02.10986.520( 由上述计算表明，管程和壳程的压强降都满足方案要求。
（四） 传热膜系数的计算1 管程传热膜系数当30006Re =i 时，流体流动状态为湍流，所以： 普兰特数 997.0148.010789.010187.0Pr 33=⨯⨯⨯=-iipi iC λμ当Re >10000，P r=0.7~120，L/d i =1.25/0.015=83.3>60时Cm w d iiiii •=⨯⨯⨯==/51.865997.030006015.0148.0023.0Pr Re 023.03.08.03.08.0λα d i ——管内径，m ；μi ——热流体黏度，Pa ·S ； λi ——热流体传热系数，w/m ·℃i α——管内传热膜系数，w/m ·℃2 壳程传热膜系数o a 壳程雷诺数 86.1446Re =o普兰特数 000Pr λμp c ==16.6606.010893.010179.433=⨯⨯⨯- 取14.00)(w μμ=1.05C d wo oo ooo •=⨯⨯⨯⨯=⨯=w/m 43.101005.116.686.144602.0606.022.0)(Pr Re 22.0)3/1(6..014.0)3/1(6.0μμλαd 0——管外径，m ；μ0——冷流体黏度，Pa ·S ； λ0——冷流体传热系数，w/m ·℃o α——壳程流体传热膜系数，w/m ·℃（五）总传热系数及传热面积安全系数计算1 总传热系数K '取污垢热阻 kW C m Rs kW C m Rs o i /21.0,/176.022 •=•=︒)/(32.329)0144.045020.010251.865015.0020.0015.0020.010176.01021.043.10101(11K'21333C m W d Bd d d d d Rs Rs eo i i o i o i o o •=⨯⨯⨯+⨯+⨯⨯+⨯+=++++=----λααK/ K '=329.32/280=1.18即/'K K 在1.15～1.25的要求范围内，初步设计的换热器合适。