根据给定的原始条件，确定各股物料的进出口温度，计算换热器所需的传热面积，设计换热器的结构和尺寸，并要求核对换热器压强降是否符合小于30 kPa的要求。
各项设计均可参照国家标准或是行业标准来完成。
具体项目如下：
设计要求：
1.某工厂的苯车间，需将苯从其正常沸点被冷却到40℃；使用的冷
却剂为冷却水，其进口温度为30℃，出口温度自定。
2.物料（苯）的处理量为1000 吨/日。
3.要求管程、壳程的压力降均小于30 kPa。
1、换热器类型的选择。
列管式换热器
2、管程、壳程流体的安排。
水走管程，苯走壳程，原因有以下几点：
1.苯的温度比较高，水的温度比较低，高温的适合走管程，低温适合走壳程
2.传热系数比较大的适合走壳程，水传热系数比苯大
3.干净的物流宜走壳程。
而易产生堵、结垢的物流宜走管程。
3、热负荷及冷却剂的消耗量。
冷却介质的选用及其物性。
按已知条件给出，冷却介质为水，根进口温度t1=30℃，冷却水出口温度设计为t2=38℃，因此平均温度下冷却水物性如下：
密度ρ=994kg/m3粘度μ2=0.727Χ10-3Pa.s
导热系数λ=62.6Χ10-2 W/(m.K) 比热容Cpc=4.184 kJ/(kg.K)
苯的物性如下：
进口温度：80.1℃出口温度：40℃
密度ρ=880kg/m3粘度μ2=1.15Χ10-3Pa.s
导热系数λ=14.8Χ10-2 W/(m.K) 比热容Cpc=1.6 kJ/(kg.K)
苯处理量：1000t/day=41667kg/h=11.57kg/s
热负荷：Q=WhCph（T2-T1）=11.57×1.6×1000×(80.1-40)=7.4×105W
冷却水用量：Wc=Q/[c pc(t2-t1)]=7.4×105/[4.184×1000×(38-30)]=22.1kg/s
4、传热面积的计算。
平均温度差
确定R和P值
查阅《化工原理》上册203页得出温度校正系数为0.8，适合单壳程换热器，平均温度差为
△tm=△t’m×0.9=27.2×0.9=24.5
由《化工原理》上册表4-1估算总传热系数K（估计）为400W/（m²·℃）
估算所需要的传热面积：
S0==75m²
5、换热器结构尺寸的确定，包括：
（1）传热管的直径、管长及管子根数；
由于苯属于不易结垢的流体，采用常用的管子规格Φ19mm×2mm
管内流体流速暂定为0.7m/s
所需要的管子数目：，取n为123
管长：=12.9m
按商品管长系列规格，取管长L=4.5m，选用三管程
管子的排列方式及管子与管板的连接方式:
管子的排列方式，采用正三角形排列；管子与管板的连接，采用焊接法。
（2）壳体直径；
e取1.5d0，即e=28.5mm
D i=t(n c—1)+2e=19×(—1)+2×28.5=537.0mm，按照标准尺寸进行整圆，壳体直径为600mm。
此时长径比为7.5，符合6-10的范围。
壳体壁厚的计算
C
p
pD
i
+-=
ψσδ2
选取设计压力p=0.6MPa ，壳体材料为Q235，查的相应的许用应力[]MPa 113=σ；焊接系数65.0=ψ（单面焊），腐蚀裕度mm 4C =，所以
mm
mm 88.274.6
05.601132900
.60==+-⨯⨯⨯=
δδ
排管方式：
横过中心的管子数目：n c =
=21.1，取整21根
有排管图得出，中心有21根管道时，按照正三角形排列，可排331根，每边各加8根，总共可以排列379根，除去6根拉杆，总共可以排出373，与上述计算相差不大，所以实际管子数目为373根。
实际传热面积S 0=N πd o （L-0.1）=373×3.14×0.019×（4.5-0.1）=97.9m ² 实际传热系数K=
W/(m ²·K)
（3）折流板尺寸和板间距；
选取折流板与壳体间的间隙为3.5mm ，因此，折流板直径 Dc=600-2Χ3.5=593mm 切去弓形高度 h=0.25D=0.25Χ600=150mm 取折流板间距h o =300mm
那么N B =（4.5-0.1）/0.3=14.6 ,取整得N B =15块
实际折流板间距 h=（L-0.1）/(N+1)=（4500-100）/（15+1）=275mm 拉杆的直径和数量与定距管的选定。
选用Φ12mm 钢拉杆，数量6条。
定距管采用与换热管相同的管子，即Φ19mm Χ2mm 钢管。
温度补偿圈的选用。
由于（80.1+40）/2-(30+38)/2=26.05＜50℃，故需不虑设置温度补偿圈。
（4）流体进出口接管直径等。
苯的进出口管道直径：
=0.15m
经圆整采用Φ159mm ×10mm 热轧无缝钢管，实际苯的进出口管内流速为
=0.867m ²
水的进出口管道直径：=0.106m
经圆整采用Φ108mm ×5mm 热轧无缝钢管，实际水的进出口管内流速为
=2.5m
6、管、壳程流体的压力降计算。
管程压降：ΣΔp i =（Δp 1+Δp 2）F t N s N p
管程数N p =3，串联壳程数N s =1，对于Φ19mm Χ2mm 的换热管，结构校正系数为F t =1.5。
Re=
,取ε=0.2mm ，即ε/d i =0.2/14=0.015
查表，得到λ
=0.044
=5066.6Pa
△p 2=3
/2=3X880X0.72/2=58.8Pa
ΣΔp i =5066.6×3×1.5+58.8=22849.7Pa ＜30Kpa ，满足条件
壳程压降：ΣΔp o =（Δp 1’+Δp 2’）F s N s ,由于管子排列方式对压强降的校正因子：F=0.5（正三角形排列） d e =
=0.0136m
u o =
)
1(t d hD V o s
-
=)
(o c s
d n D h V -==0.401m/s
Re=
=7456.5, f o =5×Re -0.228=0.13
Δp 1’=Ff o N c (N B +1)
2
2
uo ρ=0.5×0.128×21X （15+1）×994×0.4012/2=1718.5Pa
Δp 2’=N B （3.5-D
h 2）
2
2
o
u ρ=15×(3.5-2×0.275/0.6)×994×0.4012/2=3096.8Pa
ΣΔp i =（Δp 1+Δp 2）F t N s =(1718.5+3096.8)×1.15=5537.6Pa ＜30Kpa 传热系数校正
总传热系数由下式计算：
计）(1
o K =
o
α1
+R so +
m
o
d bd λ+
i
o si d d R +
i
i o
d d α
其中，管内苯的传热系数αi 的计算 αi =0.023
i
i
d λR ei
8
.03
.0Pr
=0.023×
=570.8W/( m 2.K)
管间水的传热系数α
o 的计算 αo
=0.3614
.03
/155.0Pr
Re
w
d o
e
o
Φλ
由于水被加热，取粘度校正系数Φw 14.0=1.05 α
o
=0.36×
4147.5( m 2.K)
取水与苯的污垢热阻均为 1.7197Χ104-( m 2.K)/W ，钢管导热系数λ=51 W/( m.K)。
故计）
(1o K ==2.89
×10-3
Ko （计）=346 W/(m 2.K)
所以，
,一般Ko （计）/ Ko （选）应在1.15-1.25之间。
本设计的换热器可适用
7、设计过程的评价及自我体会。