二、列管式换热器设计任务书（一）、设计题目： 列管式换热器设计 （二）、设计任务及操作条件 1、设计任务处理能力： 20万吨/年设备型式： 列管式 2、操作条件（1）煤 油：入口温度 140℃ 出口温度 40℃ （2）冷却介质：循环水 入口温度 20℃ 出口温度 40℃ （3）允许压降：不大于0.1MPa （4）煤油定性温度下的物性数据()()C m W C kg kJ c sPa m kg o c o pc c c ⋅=⋅=⋅⨯==-/14.0/22.21005.7/82543λμρ（5）每年按330天计算，每天24小时连续运行。
（三）、设计内容 1、概述2、设计方案的选择3、确定物理性质数据4、设计计算 （1） 计算总传热系数 （2）计算传热面积5、主要设备工艺尺寸设计 （1）管径尺寸和管内流速的确定（2）传热面积、管程数、管数和壳程数的确定 （3）接管尺寸的确定 6、设计结果汇总7、工艺流程图及换热器工艺条件图8、设计评述（四）、图纸要求A3图纸三、概述3.1换热器概述[1]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。
在三类换热器中，间壁式换热器应用最多。
3.2.列管式换热器概述[1]列管式换热器是目前化工及酒精生产上应用最广的一种换热器。
它主要由壳体、管板、换热管、封头、折流挡板等组成。
所需材质，可分别采用普通碳钢、紫铜、或不锈钢制作。
在进行换热时，一种流体由封头的连结管处进入，在管流动，从封头另一端的出口管流出，这称之管程；另-种流体由壳体的接管进入，从壳体上的另一接管处流出，这称为壳程。
在列管式换热器中，管束的表面积即为该换热器所具有的传热面积。
当传热面积较大，管子数目较多时，为了提高管内流体的流速，增大管内一侧流体的传热膜系数，常将全部管子平均分成若干组，流体每次只流经一组管子，即采用多管程结构。
其方法是在封头内装设隔板，在一端的封头内装设一块隔板，便成二管程；在进口端装两块挡板，另一端装一块隔板，便成四管程；如此，还可以设置其他多管程，但过多使流体阻力增大，隔板占有分布管面积，而使传热面积减小。
列管换热器（又名列管式冷凝器），按材质分为碳钢列管换热器，不锈钢列管换热器和碳钢与不锈钢混合列管换热器三种，按形式分为固定管板式、浮头式、U 型管式换热器，按结构分为单管程、双管程和多管程。
四、工艺设计及主要设备设计4.1确定设计方案4.1.1选择换热器的类型[4]在本次设计任务中，两流体温度变化情况：热流体（煤油）进口温度140℃，出口温度40℃；冷流体(循环水)进口温度20℃，出口温度40℃。
该换热器用循环水冷却介质，受环境影响，进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温和壳体壁温之差较大，且管束与管壳之间的温差较大会产生不同热膨胀，因此初步确定选用带膨胀节的固定管板式换热器。
4.1.2流程安排在固定管板式式换热器中，对于流体流径的选择一般可以考虑以下几点： (1) 不洁净和易结垢的流体宜走管内，以便于清洗管子。
(2) 腐蚀性的流体宜走管内，以免壳体和管子同时受腐蚀，而且管子也便于 清洗和检修。
(3) 压强高的流体宜走管内，以免壳体受压。
(4) 饱和蒸气宜走管间，以便于及时排除冷凝液，且蒸气较洁净，冷凝传热系数与流速关系不大。
(5) 被冷却的流体宜走管间，可利用外壳向外的散热作用，以增强冷却效果。
(6) 需要提高流速以增大其对流传热系数的流体宜走管内，因管程流通面积常小于壳程，且可采用多管程以增大流速。
(7) 粘度大的液体或流量较小的流体，宜走管间，因流体在有折流挡板的壳程流动时，由于流速和流向的不断改变，在低Re(Re>100)下即可达到湍流，以提高对流传热系数。
从两物流的操作压力看，应使煤油走管程，冷却水走壳程。
但由于冷却水较易结垢，若其流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下贱，所以从总体考虑，应使自来水走管程，煤油走壳程。
4.2确定物理性质数据定性温度：可取流体进口温度的平均值。
壳程流体煤油的定性温度为 90240140=+=T 管程流体水的定性温度为 3024020=+=T [3]根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。
煤油在90℃的有关物性数据如下：水在30℃的有关物性数据如下：4.3估算传热面积4.3.1计算热负荷和冷却水流量 煤油流量s/7.01kg 3600243301020W 7h =⨯⨯⨯=kW 2.155640140360022.201.7)T -(T C W Q 21ph h =-•⨯⨯==）（冷却水流量s kg t t C Q pc c /6.18)2040(174.42.1556)(W 12=-⨯=-=4.3.2计算两流体的平均传热温差按单壳程多管程进行计算，对逆流传热温度差进行校正根据《化工原理[1]（上）》 P213，公式（4-45）得逆流传热温差为C7.49204040140ln )2040()40140t t ln t t t o 1212m =-----=∆∆∆-∆=∆（ 而 5204040140t -t T -T R 1221=--== 167.0201402040t T t t P 1112=--=--=所以修正后的传热温度差为 C .943.749883.0t t o m t m=⨯=∆⋅=∆∆ϕ4.3.3估算传热面积由《常用化工单元设备设计》表1-6，查得水与煤油之间的传热系数在290-698w/(m 2.o C)，初步设定K=556.3w/(m 2.o C)。
根据《化工原理（上）》P235，公式（4-44a ）估算的传热面积为2m m 7.639.433.5561556200t K Q A =⨯=∆=4.4主体构件的工艺结构尺寸 4.4.1管径和管内流速选用Φ25×2.5的传热管（碳钢管），管内径d i =0.025-0.0025×2=0.02，取管内流速u i =1.2m/s4.4.2管程数和传热管数根据《化工原理课程设计[7]》P62，公式3-9可依据传热内径和流速确定单程传热管数根506.492.102.0785.07.995/6.18u d 4Vn 2i 2i s ≈=⨯⨯=⋅⋅=π 按单管程计算，所需的传热管长度为m 2.1650025.014.37.63n d A L s 0=⨯⨯=⋅⋅=π 按单管程设计，传热管过长，现取传热管长l=6，则该换热器管程数为（管程）462.16L N p ≈==l 热管总根数 N=50×4=200(根）4.4.3传热管的排列和分程方法采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。
其中，每程内的正三角形排列，其优点为管板强度高，流体走短路的机会少，且管外流体扰动较大，因而对流传热系数较高，相同的壳程内可排列更多的管子。
由《化工过程及设备课程设计》图3-13取管心距t=1.25d0，则t=1.25×25=31.25≈32(mm)。
由《化工原理[2]（上）》P282，公式（4-119），得横过管束中心线的管数为（根）162001.1N 1.1n c≈⨯==由《化工单元过程及设备课程设计》P67页，公式（3-16），隔板中心到离其最近一排中心距离22mm 632/26t/2S =+=+=，取各程相邻管的管心距为44mm 。
其前后箱中隔板设置和介质的流通顺序按《化工过程及设备课程设计》图3-14选取。
4.4.4壳体内径采用多管程结构，取管板利用率 η=0.7，由《流体力学与传热》P206，公式4-115，得壳体内径为 mm 9.5677.0/2003205.1/N t 05.1D =⨯=⋅=η圆整可取 D=600mm 。
4.4.5折流板采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为150mm 6000.25D 25.0h =⨯=⋅=取折流板间距 B=0.4D ，则B=0.4×600=240mm 取板间距B=300mm 折流板数 块折流板间距传热管长19130060001N B =-=-=4.4.6接管壳程流体进出口接管：取接管内煤油流速为 u ＝1.0 m/s ，则接管内径为d=uV π4=114.3825/01.74⨯⨯=0.1040m经圆整采用Φ114mm ×5mm 热轧无缝钢管(GB8163-87) ,取标准管径为114mm 。
管程流体进出口接管：取接管内循环水流速 u ＝1.5 m/s ，则接管内径为d=uVπ4=5.114.37.995/6.184⨯⨯=0.126m经圆整采用Φ140mm ×7mm 热轧无缝钢管( GB8163-87) ,取标准管径为140mm.4.5换热器主要传热参数核算 4.5.1热流量核算4.5.1.1 壳程对流传热系数可采用克恩公式，由《化工原理[3]（上）》P253，公式（4-77a ）得14.0w 3/1r55.0eoe0P R d 36.0⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⋅⋅⋅=μμλα其中：取114.0w=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛μμ当量直径d e ，由于是正三角形排列，由《化工原理（上）》P253，公式（4-79）得202e d d 4t 234d ππ⎪⎪⎭⎫⎝⎛-=m020.0025.014.3025.04032.023422=⨯⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯-⨯=π壳程流通截面积A 0，由《化工原理（上）》P253，公式（4-80），得200m 01969.0032.0025.016.015.0t d 1hD A =⎪⎭⎫ ⎝⎛-⨯⨯=⎪⎭⎫ ⎝⎛-⋅=壳程流体流速及其雷诺系数分别为s /m 432.001969.0825/01.7A V u 000===6.10110000705.0825432.0020.0u d R 0e eo =⨯⨯=⋅⋅=μρ普兰特准数179.1114.00000705.022.2C Pr p =⨯==λμ粘度校正4.8981179.116.10110020.014.036.03/155.00=⨯⨯⨯=α ）（C m /W o 2⋅4.5.1.2管程对流传热系数由《化工原理（上）》P248，公式（4-70a ），水在管程中是被加热，所以公式中的n=0.4，得 4.08.0e iii Pr R d 023.0λα=其中：管程流通截面积222i i m 0157.0420040.023.144N4d A =⋅⨯=⋅=π管程流体流速以及其雷诺数分别为 s /m 2.10157.07.995/6.18u i ==386930006176.07.9952.102.0u d Re i i i=⨯⨯==λρ普朗特准数 41.56176.00008007.0174.4C Pr p =⨯==λμ故管程对流换热系数1.652841.5386930.026176.0023.04.08.0i ==α ）（C m /W o 2⋅4.5.1.3污垢热阻和管壁热阻查阅《化工原理（上）》P354，附录20，得煤油侧的热阻 R 0=0.000172 m 2⋅o C/w循环水侧的热阻 R i =0.000344 m 2⋅o C/w 钢的导热系数为 λ=454.5.1.4传热系数K根据《化工原理[2]（上）》P227，公式（4-41）so m 0i 0si i i 01R d bd d d R d d K 1αλα++++=4.8981000172.00225.045025.00025.002.0025.0000344.002.01.6528025.0++⨯⨯+⨯+⨯=解得K=509.9 W/(m 2.O C)传热面积2m m 5.699.439.5091556200t K Q S =⨯=∆=所选用的换热器的实际传热面积7.86)16200(6025.014.3S P =-⨯⨯⨯==dlN πm24.5.1.5传热面积裕度根据《化工单元过程及设备课程设计》P76，公式（3-36） 该换热器的面积裕度为%19100%86.769.5-86.7100%S S S H Pp =⨯=⨯-=处于要求的15%~20%的范围内，该换热器符合实际生产要求4.5.2壁温核算因为管壁很薄，而且壁热阻很小。