列管式换热器设计说明书设计者：班级：姓名：学号：日期：指导教师设计成绩日期目录一、方案简介 (3)二、方案设计 (4)1、确定设计方案 (4)2、确定物性数据 (4)3、计算总传热系数 (4)4、计算传热面积 (5)5、工艺结构尺寸 (5)6、换热器核算 (7)三、设计结果一览表 (10)四、对设计的评述 (11)五、附图（主体设备设计条件图）（详情参见图纸）·································六、参考文献 (12)七、主要符号说明 (12)附图··········································································一、方案简介本设计任务是利用冷流体（水）给硝基苯降温。
利用热传递过程中对流传热原则，制成换热器，以供生产需要。
下图（图1）是工业生产中用到的列管式换热器.选择换热器时,要遵循经济,传热效果优,方便清洗,复合实际需要等原则。
换热器分为几大类：夹套式换热器，沉浸式蛇管换热器，喷淋式换热器，套管式换热器，螺旋板式换热器，板翅式换热器，热管式换热器，列管式换热器等。
不同的换热器适用于不同的场合。
而列管式换热器在生产中被广泛利用。
它的结构简单、坚固、制造较容易、处理能力大、适应性大、操作弹性较大。
尤其在高压、高温和大型装置中使用更为普遍。
所以首选列管式换热器作为设计基础。
二、方案设计某厂在生产过程中，需将硝基苯液体从93℃冷却到50℃。
处理能力为1×105吨/年。
冷却介质采用自来水，入口温度27℃，出口温度37℃。
要求换热器的管程和壳程的压降不大于10kPa。
试设计能完成上述任务的列管式换热器。
（每年按300天，每天24小时连续运行）1．确定设计方案（1）选择换热器的类型两流体温度变化情况：热流体进口温度93℃，出口温度50℃冷流体。
冷流体进口温度27℃，出口温度37℃。
从两流体温度来看，估计换热器的管壁温度和壳体壁温之差不会很大，因此初步确定选用固定管板式换热器。
（2）流动空间及流速的确定由于硝基苯的粘度比水的大，因此冷却水走管程，硝基苯走壳程。
另外，这样的选择可以使硝基苯通过壳体壁面向空气中散热，提高冷却效果。
同时，在此选择逆流。
选用ф25×2.5的碳钢管，管内流速取ui=0.5m/ｓ。
2、确定物性数据定性温度：可取流体进口温度的平均值。
壳程硝基苯的定性温度为：℃＝＋＝5.7125093T管程流体的定性温度为：℃＝＋＝3223727t管内流体流态最好完全湍流。
Re>10000，d=0.02，μ=0.001，ρ=1000，故ui≥0.5m/ｓ出口水温是可以自行改动的。
冷却水温差最好在5～10℃一年的工作日一般300～340天。
可以自行选定。
流程安排说理要充分。
根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。
硝基苯在71.5℃下的有关物性数据如下： 密度 ρo=1154 kg/m3定压比热容 cpo=1.558kJ/(kg ·℃)导热系数 λo=418.4×30.9×10-5＝0.129 W/(m ·℃) 粘度 μo=0.000979 Pa ·s冷却水在32℃下的物性数据：密度 ρi=994.3kg/m3定压比热容 cpi=4.24 kJ/(kg ·℃)导热系数 λi=0.618 W/(m ·℃) 粘度 μi=0.000818 Pa ·s3．计算总传热系数 （1）热流量Wo=1×105×1000÷300÷24≈13889kg/hQo=Wocpo Δto=13889×1.558×(93-50)=930479.7 kJ/h=258.5 kW （2）平均传热温差℃1.3727503793ln )2750()3793(ln't 2121≈-----=∆∆∆-∆=∆t t t t m（3）冷却水用量h g Q W O /k 3.21945273724.4930479.7t c i pi i =-⨯=∆=）（（4）总传热系数K 管程传热系数12115000818.03.9945.002.0p u d iii i e =⨯⨯==μR4.0ii pi 8.0i i i i i i i c p u d d 023.0）（）（λμμλα=4.038.0618.0000818.0104.241211502.0618.0023.0）（⨯⨯⨯⨯⨯=℃）（⋅=m /2.2618W（5）壳程传热系数假设壳程的传热系数αo=290 W/(m2·℃)；污垢热阻Rsi=0.000344 m2·℃/W , Rso=0.000172 m2·℃/W 管壁的导热系数λ=45 W/(m ·℃)o so m o i o i i i o 1d bd d d d d 1αλα＋＋＋＋R R K =2901000712.00225.045025.00025.0020.0025.0000344.0020.02.2618025.01＋＋＋＋⨯⨯⨯⨯=℃）（⋅=m /400W 4、计算传热面积3m ''24.191.37400105.285tKQ S =⨯⨯=∆=考虑 15％的面积裕度，S=1.15×S''=1.15×19.24=22.12m 25、工艺结构尺寸（1）管径和管内流速及管长选用ф25×2.5传热管(碳钢)，取管内流速ui=0.5m/s ，选用管长为3m 。
（2）管程数和传热管数依据传热管内径和流速确定单程传热管数根实943025.014.312.22ld o s =⨯⨯==πA N按单程管计算其流速为s m W /21.049402.014.3)3.9943600/(3.219454n d 3.9943600/u 2s 2i i =⨯⨯⨯=⨯=π）（按单管程设计，流速过小，宜采用多管程结构。
则该换热器管程数为221.05.0u u i p ≈==N (管程)传热管总根数 N=94 (根)（3）平均传热温差校正及壳程数 平均传热温差校正系数43.2235627503793==--=R41.0562337932750==--=P按单壳程，双管程结构，温差校正系数应查有关图表。
可得90.0t =∆φ平均传热温差℃39.331.3790.0t 't m =⨯=∆⋅=∆∆m t φ（4）传热管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。
取管心距t=1.25 d0，则t=1.25×25=31.25≈32(mm)横过管束中心线的管数根117.10941.1≈==C N中心管束排列11根管，即正六边形可排5层。
则实际排管数设为102根，其中4根拉杆，再扣除11根中心管束（隔板占据）则实际换热器为87（5）壳体内径 采用多管程结构，取管板利用率η＝0.7mm4.3897.0983205.1t 05.1=⨯==ηND圆整可取D ＝400mm（6）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h ＝0.25×400＝100mm ，故可取h ＝100 mm 。
取折流板间距B ＝0.5D ，则B ＝0.3×400＝200mm ，可取B 为200。
折流板数 NB=传热管长/折流板间距折流板圆缺面水平装配。
（7）接管壳程流体进出口接管：取接管内硝基苯流速为 u ＝1.0 m/s ，则接管内径为u4d 1=⋅=πV取标准管径管程流体进出口接管：取接管内冷却水流速 u ＝1.5 m/s ，则接管内径为m072.05.114.33.9943600/3.219454d 2=⨯⨯⨯=）（取ф76mm ×6.5mm 无缝钢管。
6．换热器核算 （1）热量核算①壳程对流传热系数 对圆缺形折流板，可采用凯恩公式14.0w3/155.0oeo r e d 36.0）（μμλαP R =当量直径，由正三角形排列得m 020.0025.014.3)025.04032.023(4)423(42222=⨯-⨯=-=πππo o e d d t d壳程流通截面积m 0175.0032.0025.014.02.0t d 1o o =-⨯⨯=-=）（）（BD S壳程流体流速及其雷诺数分别为4503000979.01154191.002.0e /m 191.00175.011543600/13889u o o =⨯⨯==⨯=R s）（普兰特准数8.11129.0000979.010558.1r 3=⨯⨯=P粘度校正 114.0w≈）（μμ℃）（⋅=⨯⨯⨯⨯=23/155.0o m /6.86618.114.1063202.0129.036.0W α②管程对流传热系数4.08.0iii r e d 023.0P R λα=管程流通截面积22i m 0148.02/9802.0785.0=⨯⨯=S管程流体流速6.10064000818.03.994414.002.0Re s/m 414.00148.03.9943600/3.21945u i i =⨯⨯==⨯=）（ 普兰特准数℃）⋅=⨯⨯⨯==⨯⨯=24.08.0i 3/(3.24026.51.1089102.0618.0023.06.5618.0000818.01024.4r m W P α③传热系数K℃）（＋＋＋＋＋＋＋＋⋅=⨯⨯⨯⨯==2oso m o i o i i i o m /5.3476.8661000712.00225.045025.00025.0020.0025.0000344.0020.03.2402025.011d bd d d d d 1W R R K αλα与假定的K 值相差13%④传热面积S3m ''201.375.347105.258t K Q S =⨯⨯=∆=该换热器的实际传热面积Sp2o p m 2.22119806.03025.014.3l d ≈-⨯-⨯⨯==）（）（N S π该换热器的面积裕度为%1120202.22%100''p =-=⨯-=SS S H（2）换热器内流体的压力降①管程流动阻力∑ΔPi=(ΔP1+ΔP2)FtNsNp Ns=1, Np=2, Ft=1.52u 2u d l 222i1⋅=∆⋅=∆ρξρλP P ，由Re ＝10064.6，传热管相对粗糙度0.01/20＝0.005，查莫狄图得λi ＝0.037 W/m ·℃，流速ui ＝0.414m/s ，ρ＝994 .3kg/m3，所以a k 10a 5.218525.16.2559.472a6.2552414.03.9943a9.4722414.03.99402.03037.0i 2221P P P P P P P ＜）（=⨯⨯+=∆=⨯⨯=∆=⨯⨯⨯=∆∑管程压力降在允许范围之内。