工程热力学与传热学课程设计管壳式换热器设计说明书学院：机械与动力工程学院班级：热动10—1班姓名：谷阳学号：1003120122指导教师：董丽娜赵兰英目录一、设计任务书———————————11、换热器的概念及意义2、固定管板式换热器结构3、工作原理4、设计参数二、设计计算书———————————31、换热管的材料、内径、长度、管间距等的确定2、壳体内径3、管程接管直径4、折流板缺口高度、间距、数目以及折流板直径5、壳程接管直径的确定6、传热面积和传热面积之比三、计算表格四、设计结果汇总表—————————7五、设计自评————————————8六、参考文献————————————9一、设计任务书1、换热器的概念及意义在化工生产中为了实现物料之间能量传递过程需要一种传热设备。
这种设备统称为换热器。
在化工生产中，为了工艺流程的需要，往往进行着各种不同的换热过程：如加热、冷却、蒸发和冷凝。
换热器就是用来进行这些热传递过程的设备，通过这种设备，以便使热量从温度较高的流体传递到温度较低的流体，以满足工艺上的需要。
它是化工炼油，动力，原子能和其他许多工业部门广泛应用的一种通用工艺设备，对于迅速发展的化工炼油等工业生产来说，换热器尤为重要。
换热器在化工生产中，有时作为一个单独的化工设备，有时作为某一工艺设备的组成部分，因此换热器在化工生产中应用是十分广泛的。
任何化工生产中，无论是国内还是国外，它在生产中都占有主导地位。
2、固定管板式换热器结构3、工作原理：管壳式换热器和螺旋板式换热器、板式换热器一样属于间壁式换热器，其换热管内构成的流体通道称为管程，换热管外构成的流体通道称为壳程。
管程和壳程分别通过两不同温度的流体时，温度较高的流体通过换热管壁将热量传递给温度较低的流体，温度较高的流体被冷却，温度较低的流体被加热，进而实现两流体换热工艺目的。
4、设计参数：二、设计计算书根据设计任务书进行设计计算： 204565''2'1max =-=-=∆t t t ℃252550'2''1min =-=-=∆t t t ℃热损失系数取0.98传热量：()()kJ t t c M Q L p 48098.0506561.244.14''1'121=⨯-⨯⨯=-=η 冷却水量：()()s kg t t c M p 73.52545187.4480'2''222=-⨯=-逆流时的对数平均数温差：41.222025ln 2025ln minmax min max 1=-=∆∆∆-∆=∆⋅t t t t t c m 参数;P 、R5.025652545'2'1'2''2=--=--=t t t t P 75.025455065'2''2''1'1=--=--=t t t t R设计本管壳式换热器为2壳程-4管程<2-4>型，则975.0=ψ 有效平均温差：85.214.22975.01=⨯=∆=∆⋅c m m t t ψ 初选传热系数：()C kg w K ︒⋅=300'0 估算传热面积：2'0'022.7385.21300480000m t K Q F m =⨯=∆= 管子材料：铝制管5.320⨯φ管程所需流通截面：222100573.0110003.57m M A t =⨯==ωρ 每程管数：根43013.000573.044221=⨯⨯==πd A n t每根管长：m l d nZ F l t 60'0==取π管子排列方式为：等边三角形 管间距s=26mm 分程隔板槽处管间距mm l E 40=平行于流向的管距mm s s p 5.2230cos =⨯=ο垂直于流向的管距mm s s n 1330sin =⨯=ο 拉杆直径取12mm 估计管壳直径mm 400≤ 管排列可做如下草图则六边形层数为6层，一台管子数为86=t n ，一台拉杆数为4根一台传热面积为24.32602.086m dl n c =⨯⨯⨯=ππ 两台传热面积：2''08.64m F =管束中心至最外层管束中心距离为0.135m ，管束外缘直径m D L 29.0=壳体m 325.0取S D 则长径比5.18325.06==s D l管程接管直径：6895.511100073.513.113.122⨯=⨯==φρω取M D管程雷诺数：1793110725013.010001Re 621222=⨯⨯⨯==-μρωd 管程换热系数：52469.417931023.0013.0621.0Re 023.04.08.04.08.0122=⨯⨯⨯=⨯=τλαP d 折流板形式选弓形，折流板缺口高度m D h S 08.035.025.025.0=⨯== 折流板的圆心角为120度，折流板间距取m l s 4.0=，折流板数目为14块，折流板上管孔数为60个，折流板上管孔直径m d H 0204.0=，通过折流板管子数为56个，折流板缺口处管子数为30根，折流板直径m D b 3.0=。
折流板缺口面积：01622.060sin 325.08.021180120214325.02sin 2121422=⎥⎦⎤⎢⎣⎡⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯--⨯=⎥⎦⎤⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛--=︒πθθs S wgD h D A 错流区内管数占总管数的百分数：67.0=c F 缺口处管子所占面积：()()00446.067.0186802.018220=-⨯⨯⨯=-=ππc t wt F n d A流体在缺口处流通面积：01176.000446.001622.0=-=-=wt wg b A A A流体在两折流板间错流流通截面积：()()0390.002.0026.0026.002.029.029.0325.04.000=⎥⎦⎤⎢⎣⎡--+-=⎥⎦⎤⎢⎣⎡--+-=d s s d D D D l A L L s s c 壳程流通截面积：02142.00390.001176.0=⨯==c b s A A A错流区面积中旁流面积所占分数：564.0039.04.004.012129.0325.021=⨯⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯⨯+-=⨯⎪⎭⎫⎝⎛+-=c E E E L s bp A l l N D D F一块折流板上管子和管孔间泄露面积：()()0018.08667.121004.002.01210=⨯⨯⨯⨯⨯=+-=ππc c b H tb n F d d d A 折流板外缘与壳体内壁之间泄露面积：()()000788.05.08.021arccos 23.0325.0325.021arccos 2=⎥⎦⎤⎢⎣⎡⎪⎭⎫ ⎝⎛⨯---=⎥⎦⎤⎢⎣⎡⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛---=ππs b s s sb D h D D D A 壳程雷诺数：1797702142.01075002.044.14Re 61011=⨯⨯⨯==-sA d M μ理想管束传热因子：005.0=H j折流板缺口校正因子：03.1=c j 折流板泄露校正因子：8.0=l j 旁通校正因子：48.0=b j 壳程传热因子：0019776.048.08.003.1005.00=⨯⨯⨯==b lc H j j j j j壳程质量流速：()sm kg A M G Ss ⋅===2167402142.044.14壳侧换热系数：()C m W P c G j p s ︒--⋅=⨯⨯⨯==2323210162395.086.922616740019776.095.0τα水垢热阻：()W C m S ︒⋅⋅=2200034.0τ 有机液热阻：()W C m s ︒⋅⋅=2100017.0τ 传热系数：()C m W d d d d K S S ︒--⋅⋅⋅=⎥⎦⎤⎢⎣⎡+⨯++=⎥⎦⎤⎢⎣⎡+++=211102101210386132052461132000034.000017.0623111αττα传热面积：2009.5685.21386480000m t K QF m=⨯=∆=传热面积之比14.19.568.640''0==F F三、设计结果汇总表四、设计自评通过本次课程设计，我对换热器的结构、性能都有了一定的了解，同时，在设计过程中，我也掌握了一定的工艺计算方法。
换热器是化工厂中重要的化工设备之一，而且种类繁多，特点不一，因此，选择合适的换热器是相当重要的。
在本次设计中，我发现进行换热器的选择和设计是要通过反复计算，对各项结果进行比较后，从中确定出比较合适的或最优的设计，为此，设计时应考虑很多方面的因素。
首先要满足传热的要求，本次设计时，由于初选总传热系数不合适，使规定条件下的计算结果与初设值的比值不在要求范围内，因此，经过多次计算，才选择到合适的K 值为300，传热面积之比14.19.568.640''0==F F ，满足要求。
其次，在满足工艺条件的前提下选择合适的换热器类型，通过分析操作要求及计算，本次设计选用换热器为上述计算结果。
本次设计中，在满足传热要求的前提下，考虑了其他各项问题，但它们之间是相互矛盾的。
如：若设计换热器的总传热系数较小，将导致换热管管长增大，长径比将不符合标准；若增加换热管的管径，可能使总管子数减小，但却又受到换热器所能允许的尺寸限制，并且折流板间距也影响着传热面积。
因此，只能综合考虑来选择相对合适的换热器。
然而在本次设计中由于经验不足，知识有限，还是存在着很多问题。
比如在设计中未考虑对成本进行核算，仅在满足操作要求下进行设计，在经济上是否合理还有待分析。
通过本次设计，我发现自己需要继续学习的知识还很多，我将会认真请教老师，不断提高自己的知识水平，扩展自己的知识面。
五、参考文献1、杨世明、陶文栓编著《传热学》（第三版）北京:高等教育出版社，19982、史美中、王中铮编《热交换器原理与设计》南京：东南大学出版社，19963、钱颂文主编《热交换器设计手册》北京：化学工业出版社，20029。