列管式换热器课程设计报告书

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：3000吨/日
设备型式：固定管板式换热器
2、操作条件
（1）苯：入口温度80.1℃出口温度40℃
（2）冷却介质：循环水入口温度25℃出口温度35℃
（3）允许压降：管程不大于30kPa
壳程不大于30kPa
三、设计内容
（一）、概述
目前板式换热器产品达到了一个成熟阶段,凭借其高效、节能、环保的优势,在各行业领域中被频繁使用, 并被用以替换原有管壳式和翅片式换热器,取得了很好的效果。

板式换热器的优点
(1) 换热效率高,热损失小
在最好的工况条件下, 换热系数可以达到6000W/ m2K, 在一般的工况条件下, 换热系数也可以在3000～4000 W/ m2K左右,是管壳式换热器的3～5倍。

设备本身不存在旁路,所有通过设备的流体都能在板片波纹的作用下形成湍流,进行充分的换热。

完成同一项换热过程, 板式换热器的换热面积仅为管壳式的1/ 3～1/ 4。

(2) 占地面积小重量轻
除设备本身体积外, 不需要预留额外的检修和安装空间。

换热所用板片的厚度仅为0. 6～0. 8mm。

同样的换热效果, 板式换热器比管壳式换热器的占地面积和重量要少五分之四。

(3) 污垢系数低
流体在板片间剧烈翻腾形成湍流, 优秀的板片设计避免了死区的存在, 使得杂质不易在通道中沉积堵塞,保证了良好的换热效果。

(4) 检修、清洗方便
换热板片通过夹紧螺柱的夹紧力组装在一起,当检修、清洗时, 仅需松开夹紧螺柱即可卸下板片进行冲刷清洗。

(5) 产品适用面广
设备最高耐温可达180 ℃, 耐压2. 0MPa , 特别适应各种工艺过程中的加热、冷却、热回收、冷凝以及单元设备食品消毒等方面, 在低品位热能回收方面, 具有明显的经济效益。

各类材料的换热板片也可适应工况对腐蚀性的要求。

当然板式换热器也存在一定的缺点, 比如工作压力和工作温度不是很高, 限制了其在较为复杂工况中的使用。

同时由于板片通道较小,也不适宜用于杂质较多,颗粒较大的介质。

板式换热器的类型及工作原理
板式换热器按照组装方式可以分为可拆式、焊接式、钎焊式等形式;按照换热板片的波纹可以分为人字波、平直波、球形波等形式; 按照密封垫可以分为粘结式和搭扣式。

各种形式进行组合可以满足不同的工况需求,在使用中更有针对性。

比如同样是人字形波纹的板片还因采用粘结式还是搭扣式密封垫而有所不同, 采用搭扣式密封垫可以有效的避免胶水中可能含有的氯离子对板片的腐蚀, 并且设备拆装更加方便。

又如焊接式板式换热器的耐温耐压明显好于可拆式板式换热器, 可以达到250 ℃、2. 5MPa 。

因此同样是板式换热器, 因其形式的多样性,可以应用于较为广泛的领域,在大多数热交换工艺过程都可以使用。

虽然板式换热器有多种形式, 但其工作原理大致相同。

板式换热器主要是通过外力将换热板片夹紧组装在一起, 介质通过换热板片上的通孔在板片表面进行流动, 在板片波纹的作用下形成激烈的湍流, 犹如用筷子搅动杯中的热
水, 加大了换热的面积。

冷热介质分别在换热板片的两侧流动,湍流形成的大量换热面与板片接触, 通过板片来进行充分的热传递,达到最终的换热效果。

冷热
介质的隔离主要通过密封垫的分割, 或者通过大量的焊缝来保证, 在换热板片不开裂穿孔的情况下, 冷热介质不会发生混淆。

（二）.设计参数 苯的定性温度：C 05.602
40
1.80T ︒=+=，该温度下的物性如下： 水的定性温度：C 302
35
25t ︒=+=
，该温度下的物性如下：
（三）、根据任务要求，确定设计方案 (1)类型的选择。

根据设计要求，采用固定管板式换热器 (2)流动路径的选择。

由于变换气被冷却且要求压力降不允许超过30kpa ，按变换气走管内考虑；而冷却水为处理过的软水，结垢不严重，安排走管间（即壳程） (3)流速的选择。

变换气在管内的流速取u i =0.75m/s
质量流量 Ws 1=3000t/day 相对分子质量
Mr=78 密度
ρ1=838kg/m 3
粘度
μ=0.39 ×10-3Pa.s 导热系数 λ1=0.136W/(m.K)
比热容 C ph =1.82 kJ/(kg.K) 进口温度
T 1=80.1℃
出口温度
T 2=40℃
允许压强降 Δp=30kpa 密度
ρ2=838kg/m 3
粘度
μ2=0.39 ×10-3Pa.s 导热系数 λ2=0.136W/(m.K)
比热容 C pc =1.82 kJ/(kg.K) 进口温度
t 1=25℃
出口温度
t 2=35℃
允许压强降 Δp=30kpa
（四）、初算换热器的传热面积S o (1)热负荷及冷却介质消耗量的计算
标准状况下变换气的质量流量Ws 1=3000t/day=125000kg/h
热负荷 Q=W h C ph (T 1-T 2)=125000×1.82×(80.1-40)=9122750kJ/h=2534KW 冷却水的消耗量 Ws 2=
)(12t t C Q pc -=)
2535(1000174.41000
9122750-⨯⨯⨯=218.561t/h
(2)计算平均温度差Δtm ，并确定管程数。

选取逆流流向，先按单壳程单管程考虑，计算出平均温度差Δt m ’：
Δt m ’=
1212ln t t t t ∆∆∆-∆=)
2540()351.80(ln )
2540()351.80(-----=27.3℃ 有关参数
R=
1221t t T T --=25
35401.80--=4.01 ，P=1112t T t t --=251.802535--=0.18 根据R,P 值，查《化工原理》上册P233图4-19可读得，温度校正系数 Φw=0.99>0.8，可见用单壳程合适，因此平均温度差Δ
t m =Δt m ’×0.99=27℃
(3)按经验数值初选总传热系数Ko （估），选取Ko （估）=500W/(m 2.K) (4)所需传热面积S o '：
S o '=
m t ∆o K Q =27
5001000
2534⨯⨯=187.7m 2
（五）、主要工艺及结构基本参数的计算
(1)换热管规格及材质的选定。

选用Φ25mm ×2.5mm 钢管。

(2)换热管数量及长度的确定 管数 n=
24i
i d u V π=2
02.014.375.0838/)3600/125000(4⨯⨯⨯=176根 管长 l ’=
o o d n S π=025
.014.31767.187⨯⨯=13.6m
按商品管长系列规格，取管长L=4.5m ，
N p =
L
'
l =3.02 选用四管程。

(3)管子的排列方式及管子与管板的连接方式的选定。

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。

(4)计算外壳内直径D i
D i =t(n c -1)+2b ’ 由于管中心距 t=1.25d o =1.25Χ25=32mm
横过管束中心线的管数 n c =1.1n =1.17042 =29.1 取整n c =29根 管束中心线上最外层管的中心至壳体内壁的距离 b ’=1.5d o =1.5×0.025=0.038m 所以
D i =0.032（29-1）+2×0.038=0.972m,
按壳体直径标准系列尺寸圆整，取D=1000mm 。

因为L/D=4500/1000=4.5，管长径比在4~25之间，合适。

(5)排管：根据壳体直径D i 、管中心距t 、横过管束中心线的管数nc 及其排列方式，绘出排管图。

由图可知，中心排29根管时，按正三角形排列，可排631根，若在六角形每边各加14根(12+2,两层)，共排715
根，除去6根拉杆位置，实际排出709根。

因此，实际管子数N=n=709根。

(6)计算实际传热面积S o 及过程的总传热系数K o （选）
S o =N πd o (L-0.1)=406×3.14×0.025×(9-0.1)=284m 2
K o(选)=
m t ∆o S Q =27
23.2451000
2534⨯⨯=382.7W/(m 2.K) (7)折流板直径D c 、数量及其有关尺寸的确定。

选取折流板与壳体间的间隙为4.5mm ，因此，折流板直径 D c =1000-2×4.5=991mm 切去弓形高度 h=0.25D=0.25×1000=250mm 折流板数量 N B =
'
h 1
.0L o --1 取折流板间距h o =600mm ，那么
N B =
'
h 1.0L o --1=6001004500--1=6.3
取整得N B =7块 实际折流板间距
h=
1
7100
4500+-=550mm (8)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Φ25mm ×2.5mm 钢管。

(9)温度补偿圈的选用。

由于
05.302
35
252401.80=+-+ < 50℃，故无需考虑设置温度补偿圈。

(10)列出所设计换热器的结构基本参数。

外壳直径： D i =1000mm 换热面积： S o =245.23mm 换热管数量： N=709根
管长： L=4500mm
管子规格： Φ25mm ×2.5mm （钢管） 管中心距： t=32mm 管子排列方式： 正三角形 管程数： 4 壳程数： 1 折流板数量： N B =7(块) 折流板间距： h=600mm 拉杆数量： 6根
拉杆直径： Φ12mm
定距管： 与换热管相同规格 通过管板中心的管子数： n c =29根
（六）、换热器主要构件尺寸与接管尺寸的确定
换热器主要构件有封头、筒体法兰、管板、筒体、折流板、支座。

主要接管有：流体进出口接管，排液管等。

(1)筒体壁厚的确定
[]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 2C =，所以
mm 8.252.6
05.601132900
.60=+-⨯⨯⨯=
δ
根据钢板厚度标准，取厚度为12mm ，即错误！未找到引用源。

=12mm (2)封头、筒体法兰、管板、支座选取标准件。

((3)流体进、出口接管直径计算。

u
d πV s
4=
变换器进出口接管d 1,取u 1=2m/s 那么
m d 1625.02
14.38383600125000
41=⨯⨯⨯⨯=
经圆整采用mm mm 12168⨯Φ热轧无缝钢管（GB8163-87）实际苯的进出口管内流速为
s m /55.20.1443.148383*********
4u 2
1=⨯⨯⨯⨯=
水进出口接管d 2,取u 2=2m/s ，那么
m
d 197.02
8383600218561
42=⨯⨯⨯⨯=π 经圆整采用mm 12m m 203⨯Φ热轧无缝钢管（GB8163-87）实际水流速
s m u /42.2179
.014.37.9953600218561
42
2=⨯⨯⨯⨯=
（七）、管、壳程压强降的校验
(1)管程压强降：
ΣΔp i =（Δp 1+Δp 2）F t N s N p
据上述结果可知：管程数N p =4，串联壳程数N s =1，对于Φ25mm ×2.5mm 的换热管，结构校正系数为F t =1.4。

流体流经直管段的压力降为
Δp 1=（λd l +ξe+ξc ）22i u ρ=（λd l +1.5）22
i u ρ
由于 G i =
177
02.04
3600125000
2⨯⨯⨯
π
=624 Re i =
μ
i
i G d =
3
1039.0621
02.0-⨯⨯=32000
取ε=0.2mm,那么ε/d i =0.2/20=0.01,可查得λ=0.041，故
Δp 1=（0.041×02
.05
.4+1.5）×275.08382⨯=2527.7 N/m 2
流体流经回弯管的压力降为Δp 2=3（22
i u ρ）=3×（2
75.08382
⨯）=707.06 N/m 2
所以ΣΔp i =（2527.7+707.06）×1.4×1×4=18114.66 N/m 2<30kpa ，管程流体压强降满足要求。

(2)壳程压强降（冷却水走壳程）：ΣΔp o =（Δp 1’+Δp 2’）F s N s
其中流体流经管束的压强降为： Δp 1’=F f o N c (N B +1)2u
2
o ρ
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）
壳程流体的摩擦系数：f o =5Re 228.0- 横过管子中心的管子数：N c =29根 折流板数：N B =7块
Re o =
μ
ρ2
o e u d
d e =o o d d t ππ)423(
422-=025
.0])025.0(4)032.0(23[422⨯⨯-⨯⨯ππ=0.0202m u o =
)1(t
d hD V o
s -
=
)(o c s d n D h V -=)
025.0291(6.07.9953600218561
⨯-⨯⨯⨯=0.37m/s
Re o =5
1007.807.99537.00202.0-⨯⨯⨯=9294.2 > 500
f o =5⨯（9294.2）228.0-=0.623
Δp 1’=0.5×0.623×29×（7+1）×2
37.07.9952
⨯=4925.5 N/m 2
Δp 2’=N B （3.5-D
h
2）2
2
o u ρ=7×（3.5-1
6
.02⨯）×237.07.9952⨯=1097.31 N/ m 2
N s =1(单壳程) F s =1.15（液体）
所以ΣΔp o =1.15×（4925.5+1097.31）=6926 N/m 2 < 30kpa ，壳程压强降满足题给要求。

（八）、总传热系数的校验
总传热系数由下式计算：
（计）o 1K =
o
α1
+R so +
m o d bd λ+i o si d d R +i
i o d d
α 其中，管内变换气的传热系数αi 的计算 αi =0.023
i
i
d λR ei 8
.03.0Pr
=0.0233.0338
.0)136
.01039.0108.1()32000(02.0136.0-⨯⨯⨯⨯⨯⨯
=1031.9 W/( m 2.K) 管间水的传热系数αo 的计算 αo =0.36
14.03/155
.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
αo =0.3605.1)6176
.0108007.010174.4()2.9294(0202.06176.03/13355
.0⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯
-
=2802 W/( m 2.K)
取水侧与苯侧污垢热阻分别为0.26Χ10-3（m 2·K/W)、1.7197Χ104-( m 2·K)/W ，钢管导热系数λ=51 W/( m ·K)，故
（计）
o 1K =
20
9.103125
2025107197.15.2251250025.01026.02802143⨯+
⨯⨯+⨯⨯+⨯+-- =2.098310-⨯ m 2·K/W
K o （计）=476.6 W/( m 2·K)
所以，
245.17
.3826
.476o o ==（选）（计）K K 一般K o （计）/ K o （选）应在1.15~1.25之间。

本设计的换热器可适用。

（九）、换热器主要结构尺寸和计算结果
换热器型式：固定管板式 换热器面积（㎡）：245.23 工艺参数 名称 管程 壳程 物料名称 苯 循环水 操作压力，N/㎡ 18114.66 6926 操作温度，℃ 60.05 30 流量，kg/h 125000 218561 流体密度，kg/3m 838 995.7 流速，m/s 0.75
0.37
传热量，kw
2534 总传热系数，w/㎡·k
476.6
对流传热系数，w/㎡·k 1027.8 3173.6 污垢系数，㎡·k/w 0.0026 0.00017197 程数 4 1 使用材料 碳钢 碳钢
管子规格 Φ225⨯.5 管数 709
管长，mm 4500
（十）、设计评述
本设计采用固定管板式换热器，其具有结构简单和造价低廉等优点。

但设计的管程数为四，比起二管程、单管程，其流动阻力加大，增加动力费用；同时多程会使平均温度差下降；此外多程隔板使管板上可利用的面积减少。

但四管程所需的管长及筒体长度较少，总的来说节省了材料和容易安放。

另外，冷却剂选用水，其来源广、价格便宜，符合经济要求。

总的来说，该设计从工艺方面来说比较合理，从经济方面来说，只是所需动力费较其他管程多点，其他的还算节省，所以是合理的。

结束语
化工原理课程设计是培养个人综合运用本门课程及有关选修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练，也起着培养学生独立工作能力的重要作用。

在换热器的设计过程中,我感觉我的理论运用于实际的能力得到了提升，主要有以下几点：
(1)掌握了查阅资料，选用公式和搜集数据(包括从已发表的文献中和从生产现场中搜集)的能力；
(2)培养了迅速准确的进行工程计算的能力；
(3)学会了用简洁的文字，清晰的图表来表达自己设计思想的能力。

管间距，mm 32 排列方式
正三角形 折流挡板型式 上下 间距，mm 600 切口高度25% 壳体内径，mm 500
项目
数据 项目 数据
壳径D(DN)
1000mm 管尺寸
¢ 25mmX2.5 管程数N p （N ） 4 管长l （L ） 4.5m
管数n
709 管排列方式 正三角形排列 中心排管数n c 29 管心距 32mm 管程流通面积S i
0.223m 2
传热面积
245.23m 2
从设计结果可看出，若要保持总传热系数，温度越大、换热管数越多，折流板数越多、壳径越大，这主要是因为水的出口温度增高，总的传热温差下降，所以换热面积要增大，才能保证Q和K.因此，换热器尺寸增大，金属材料消耗量相应增大.通过这个设计，我们可以知道，为提高传热效率，降低经济投入，设计参数的选择十分重要.
参考文献
1.《常用化工单元设备设计》,李功祥,陈兰英,崔英德.广州：华南理工大学出版社,2009.8；
2.《化工原理上册修订版》,夏清,陈常贵等.天津:天津大学出版社,2005.1；
3.《画法几何与机械制图第二版》,冯开平,左宗义等.广州:华南理工大学出版社,2007.7.。