江西科技师范大学
生物工程专业《化工原理课程设计》说明书
题目名称 列管式换热器设计 专业班级 2010级生物工程（1）班 学 号 学生姓名 指导教师
2012 年 6 月 5日
目录
1 设计方案.............................................................................................. 错误！未定义书签。
1.1 概述............................................................................................ 错误！未定义书签。 1.2 设计背景.................................................................................... 错误！未定义书签。 1.3 方案简介.................................................................................... 错误！未定义书签。
1.3.1 换热器的类型.................................................................. 错误！未定义书签。 1.3.2 换热器类型的选定.......................................................... 错误！未定义书签。 1.3.3 流体流经和流速的安排.................................................. 错误！未定义书签。
2 衡算...................................................................................................... 错误！未定义书签。
2.1 工艺尺寸的确定........................................................................ 错误！未定义书签。 2.2 确定物性参数............................................................................ 错误！未定义书签。 2.3 估算传热面积.......................................................................... 错误！未定义书签。
2.3.1 冷流量（忽略热损失）................................................ 错误！未定义书签。 2.3.2 废水用量（忽略热损失）............................................ 错误！未定义书签。 2.3.3 平均传热温差 先按照纯逆流计算，得.................... 错误！未定义书签。 2.3.4 初算传热面积................................................................ 错误！未定义书签。 2.4结构设计..................................................................................... 错误！未定义书签。
2.4.1 管程数和传热管数........................................................ 错误！未定义书签。 2.4.2 平均传热温差校正及壳程数........................................ 错误！未定义书签。 2.4.3 传热管排列和分程方法................................................ 错误！未定义书签。 2.4.4 壳体直径........................................................................ 错误！未定义书签。 2.4.5 折流板和接管................................................................ 错误！未定义书签。 2.5 换热器核算.............................................................................. 错误！未定义书签。
2.5.1 传热面积校核................................................................ 错误！未定义书签。 2.5.2 换热器内压降的核算...................................................... 错误！未定义书签。
3 设备选型.............................................................................................. 错误！未定义书签。
3.1 换热管........................................................................................ 错误！未定义书签。
3.1.1 换热管规格的选择.......................................................... 错误！未定义书签。 3.1.2 管子排列方式的选择...................................................... 错误！未定义书签。 3.2折流挡板..................................................................................... 错误！未定义书签。 3.3 材料选用.................................................................................... 错误！未定义书签。 4 附录及图纸........................................................................................ 错误！未定义书签。 5 总结...................................................................................................... 错误！未定义书签。 6 参考文献.............................................................................................. 错误！未定义书签。
1 设计方案
1.1 概述
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，这称为壳程列管式换热器。 1.2 设计背景
上海奥奇印刷公司由于由于印染污水中含有较高的热量，其通常水温在35-95℃之间，因此污水内的热能具有很高的利用价值。针对印染污水的特殊性，因此可以使用污水换热器将其中的热量置换出来，达到供企业利用的目的。因此我组针对利用废水加热干净用水进行了设计换热器。
1.3 方案简介
根据列管式换热器的结构特点，主要分以下四类，以下根据本次设计要求介绍 几种常见的列管式换热器。 1.3.1 换热器的类型
（1）固定管板式换热器
（2）浮头式换热器 （3）U形管式换热器 1.3.2 换热器类型的选定
根据给定的设计任务：冷流体入口温度5℃，出口温度70℃，流量为10m^3/h。我们选用工业废水给该冷流体加热，热流体进口温度为86℃，出口温度为66℃。考虑到被加热流体升高温度大于50℃，而且废水中含有易于腐蚀和易于结垢的物质，所以选用浮头式换热器，该换热器易于清洗，而且完全消除热效应，所以选择列管式中的浮头式换热器。
1.3.3 流体流经和流速的安排 （1）流经安排
废水黏度较大，属于易结垢体，所以应选择走壳程，冷流体走管程，易于加热。 （2）常用流速的参考范围列于下表：
表1 换热器常用流速范围
流体种类 一般液体 易结垢液体
流速 管程 0.5~0.3 >1
壳程 0.2~1.5 >0.5
气体
5~30 3~15
表2 不同粘度液体在列管式换热器中的流速（在钢管中） 液体粘度 /mPa·s 最大流速/(m/s)
0 0.6 >150
1000~500 0.75
500~100 1.1
100~35 1.5
1.8
2.4
35~1
流体在管程或壳程中的流速，不仅直接影响表面传热系数，而且影响污垢热阻，从而影响传热系数的大小，流速过低甚至可能导致管路堵塞，严重影响到设备的使用，但流速增大，又将使流体阻力增大。
增大流体的流速，将增大对流传热系数，减少污垢在壁面上的沉积，即降低污垢热阻，使总传热系数增加。因此适宜的流速既要考虑经济权衡又要兼顾结构上的要求，又要充分利用工艺上允许的压降来选择较高的流速。
因此综上所述，可选择管内的流速为0.5m/s，接管内的流速为0.5m/s。
2 衡算
2.1 工艺尺寸的确定
由给定流量 Q=30m3/h 初步选取流速： u=0.6m/s 总面积估算： As=又 A=所以
N= N=当d=25⨯2mm时： N=
当d=25⨯2.5mm时： N=
4⨯0.013889
=44.2 32
3.1⨯40.0204⨯0.013889
=40.1 42
3.1⨯40.0214⨯0.013889
=78.6 62
3.1⨯40.015Qu=
30/36002
=0.0138m89 0.6
Nπd
4
2
4A
3.14⨯d
根据管经有三种选型，当d=19⨯2mm时：
πd
2
=
4⨯0.013889
2
根据浮头式换热器的主要参数表[1]，我组最宜选用d=25⨯2.5mm型号管径的换热管，管程数为4管程，单管程数为47，总管程数为188根。
所以：
A=N⨯
u=
QA=
30/3600
=0.56m
0.014758
π
4
d
2
=47⨯
3.142
⨯0.0=24
580.01m47
2
/s
综上述所算：选用Ф=25mm×2.5mm较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速为
u=0.5m/s
2.2 确定物性参数 定性温度：对于一般气体和水等低粘度流体，其定性温度可取流体进、出口温度的平均值。故壳程液体的定性温度为：
T=
86+662
=76℃
管程流体的定性温度：
t=
5+702
=37.5℃
已知液体在37.5℃下的有关物性数据如下：ρ1=0.9932⨯103kg/m3，
cn１=4.1724kJ/(kg⋅℃)，λ１＝0.6306W/(m⋅℃)，μ1=0.6952⨯10Pa⋅s
3
。
查的废水在76℃下的物性数据：ρ2=0.825⨯103kg/m3，cn2=4.08kJ/(kg⋅℃)，
λ2=0.626W/(m⋅℃
)，μ
2
=0.325⨯10
-3
Pa⋅s
。
2.3 估算传热面积
2.3.1 冷流量（忽略热损失）
qm,h=qvρ1=30÷3600⨯993.2=8.2767kg/s
式中： qm,h——冷流体的质量流量，kg/s； qv——冷流体的体积流量，m3/h； ρ1——冷流体的密度，kg/m3。
QT=qm,hcp,h∆T=8.2767⨯4.1724⨯65=2244.59kW
式中： QT——换热器的热负荷，kW；
△T——冷流体的进、出口温度差，℃；
cp,h——冷流体的平均比热容，kJ/(kg·℃)。
2.3.2 废水用量（忽略热损失）
qm,c=
QTcp,c∆t
=
2244.59⨯10
3
3
4.08⨯10⨯20
=27.5kg/s=99026kg/h
式中： qm,c——冷流体的质量流量，kg/s； ∆t——冷流体的进出口温度差，℃。
2.3.3 平均传热温差 先按照纯逆流计算，得
∆tm=
(66-5)-(86-70)
ln
66-586-70
=33.6℃
式中： ∆tm——传热的平均温度差，℃。 2.3.4 初算传热面积
由于壳程气体的压力较高，故可选取较大的Ｋ值。假设K＝789W/(㎡·℃)，则估算的传热面积为
S估＝
QTK∆tm
=
2244.59⨯10789⨯33.6
3
=84.7m
２
式中： S估——估算的传热面积，m2；
2
K——选取的传热系数，W（/m⋅℃）。
2.4结构设计
2.4.1 管程数和传热管数
可依据传热管内径和流速确定单程传热管数
Ns=
qv
30÷3600
==54（3.14÷4）⨯0.02⨯0.02⨯0.5
22
π
4
（根）
⨯ds⨯ds⨯u
式中： NS——单程传热管数；
ds——管内径，m；
u——管内流速，m/s。
按单管程计算，所需的传热管长度为
L=
S估
πdoNS
=
84.73.14⨯0.025⨯54
=20m
式中： do——管外径，m；
L
——传热管长度，m。
按单程管计算，传热管过长，宜采用多管程结构。根据本设计实际情况，采用非标设计，现取传热管长l＝6000mm，则该换热器的管程数为
NP=
Ll=206=4
式中： Np——管程数；
l——传热管长，m。
传热管总根数 n=54⨯4+4=220 2.4.2 平均传热温差校正及壳程数
平均温差校正系数计算如下
P=
t2-t1T1-t1
=70-586-5
=0.8
R=
T1-T2t2-t1
=
86-6670-5
=0.31
式中： T1、T2——热流体的进、出口温度，℃； t1、t2——冷流体的进、出口温度，℃。 按单壳程，双管程结构，查参考图[4]得
ϕ∆t=0.85
式中： ϕ∆t——平均传热温差校正系数。 平均传热温差
∆tm=ϕ∆t∆tm=0.85⨯33.6=28.56℃
由于平均传热温差校正系数大于0.8，同时壳程流体流量较大，故取单壳程合适。 2.4.3 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0排列，隔板两侧采用正方形排列。 取管心距pt=1.25do，则Pt=1.25⨯25=31.25≈32mm
式中： Pt ——管心距，mm。
隔板中心到离其最近一排管中心距离可按Z=
Z=
Pt2+6=
322
PT2
+6计算得
'
+6=22mm
式中： Z——隔板中心到管中心的距离，mm。 各程相邻管的管心距为44mm。 2.4.4 壳体直径
采用多管程结构，壳体直径可按D=1.05Ptn估算。取管板利用率η=0.75，则壳体直径为：
D=1.05Pt
n=1.05⨯32
2200.75=562mm
式中： D——壳体直径，m；
n——传热管总管数； η——管板利用率。
按卷制壳体的进级档，可取D=600mm。 2.4.5 折流板和接管
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⨯600=15mm
故可取h=150mm。
取折流板间距B=0.3D(0.2D
B=0.3⨯600=180mm
可取B为200mm。
折流板数目NB=
传热管长折流板间距
-1=
6000200
-1=29
壳程流体进出口接管：取接管内液体流速为u1=0.5m/s，则接管内径为
D1=
4qm/ρ
πu
=
4⨯27.5/8253.14⨯0.5
=0.583m
圆整后可取管内径为600mm。
管程流体进出口接管：取接管内液体流速u2=1.5m/s，则接管内径为
D=
圆整后取管内径为120mm。
2.5 换热器核算 2.5.1 传热面积校核 2.5.1.1 管程传热膜系数 计算公式如下：
αi=0.023
λ
dRe
0.8
4qv
πu
=
4⨯30/36003.14⨯1.5
=0.0841
Pr
2
0.4
=0.023
λ
di
(
diuρ
μ
)
0.8
(
cpμ
λ
)
0.4
/m⋅℃）； 式中： αi——对流传热系数，W（
λ——流体的热导率，W/(m⋅℃） ；
u——流体的流速，m/s； ρ——流体的密度，kg/m3；
μ——流体的粘度，Pa⋅s； cp——流体的比热容，J/(kg⋅℃)； Re——雷诺数； Pr——普朗特数。
管程流体通截面积
Si=0.785⨯0.02⨯54=0.017m
2
2
管程流体流速和雷诺数分别为
ui=
30/36000.017
=0.5m/s
Re=0.02⨯0.5⨯993.2/0.6952⨯10
(
-3
)=14286
.5
普朗特数
Pr=
cp1⨯μ1
=
4.1724⨯10⨯0.6952⨯10
0..6306
3
-3
λ1
=4.5998
αi=0.023⨯
0.63060.02
⨯14286.5
0.8
⨯4.5998
0.4
=2814.87W（/m⋅℃）
2
2.5.1.2 壳程传热膜系数。 计算公式如下：
⎛⎫0.551/3μ⎪α=0.RePr00'⎪dμew⎝⎭
0.14
0.55
1/3
0.14
λ1
=0.36
'
λ⎛deuρ⎫
d
'
e
⎝
μ
⎪⎪⎭
⎛cpμ λ⎝
⎫⎪⎪⎭⎛μ⎫ ⎪ μ⎪⎝w⎭
式中： α0——泵壳传热膜系数，W/m2⋅℃
⎛μ⎫ ⎪ μ⎪⎝w⎭
0.14
=0.95
管子按正三角形排列，传热当量直径为
⎛3⎛32π2⎫π2 ⎪4⨯⨯0.032-⨯0.0254P-d0⎪ 2 2t
44⎝⎝⎭'
de==
π⨯0.025πd0
⎫
⎪⎪⎭
=0.02m
式中： de——传热当量直径，m。 壳程流通截面积
⎛d0⎫25⎫⎛2
⎪=200⨯600⨯ 1-s0=BD 1-=0.0264m⎪ Pt⎪32⎭ ⎝⎝⎭
'
式中： s0——壳程流量截面积，m2。
壳程流体流速及其雷诺数分别为
u0=
99026/(3600⨯825
0.0264
)
=1.26m/s
Re
=
0.02⨯0.4⨯8250.351⨯10
-3
=59.231⨯10
3
式中： u0——壳程流体流速，m/s；
Re0——壳程雷诺数。 普朗特数
Pr0=
4.08⨯10⨯0.351⨯10
0.626
3
-3
=2.288
式中： Pr0——壳程普朗特数
粘度校正
⎛μ⎫ ⎪ μ⎪⎝w⎭
0.14
=0.95
α0=0.36⨯
0.6260.02
1
⨯59231
0.55
⨯2.2883⨯0.95=5936.03W/(m⋅℃）
2
2.5.1.3 污垢热阻和管壁热阻
查参考表[5]得，管外侧污垢热阻R0=1.7197⨯10-4m2⋅℃/W，管内侧污垢热阻
Ri=1.7197⨯10
-4
m⋅℃/W
2
。已知管壁厚度，碳钢在该条件下的热导率为50W/(m⋅℃)。
2.5.1.4 总传热系数K 总传热系数K为：
K1
d0
dbd100
++Ri0
αddλdαiiim0
760W/(m⋅℃) =
2
2.5.1.5 传热面积校核
依式(4-)可得所计算传热面积S'为： 10
S=
'
QTK∆tm
=
2244.59⨯10760⨯33.6
3
=87.9m
2
换热器的实际传热面积为S
S=πdlN=3.14⨯0.025⨯6⨯220=103.6m0T
2
换热器的面积裕度为：
SS
'
=
103.687.9
=1.18
传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。 2.5.2 换热器内压降的核算 2.5.2.1 管程阻力
()∆p=∆p+∆pNNFi12sPt
NS=1,NP=4,∆p1=λ
⎛ρui2
∆p2=3
2⎝
ld⎫⎪ ⎪⎭
⨯
ρui
2
2
式中： ∆p1、∆p2——分别为直管及回弯管中因摩擦阻力而引起的压降，Pa；
Ft——结垢校正因数，对φ25mm⨯2.5mm管子取1.4； Np——管程数； Ns——串联的壳程数。
由Re=14286.5，传热管相对粗糙度0.01，查参考文献[6]中λ-Re双对数坐标图得
λ=0.038，流速ui=0.5m/s，ρ=993.2kg/m3，所以
∆p1=0.6306⨯
60.02
⨯
0.5⨯993.2
2
2
2
=23486.7Pa
∆p2=3⋅
ρui
2
2
=3⨯
993.2⨯0.5
2
=372.45Pa
∆pi=(23486.7+372.45)⨯4⨯1.4=133611.24Pa
管程流体阻力在允许范围之内。 2.5.2.2 壳程阻力 按下式计算
∆p=∆p+∆pFN 012ts
'
'
()
式中：
∑∆p
——壳程总阻力引起的压降，Pa；
∆p1'——流体横向通过管束的压降，Pa； ∆p2'——流体通过折流板缺口处的压降，Pa； Ft——壳程结垢校正系数，取 1.15。 流体流经管束的阻力
2
ρu0
( ∆p=FfnN+0cB
'
1
2
F=0.5
f0=5⨯20293
-0.288
=0.2874
nc=1.1n=1.1220=16
NB=14
u0=0.4m/s
式中： F——管子排列方法对压降的校正系数，对三角形排列F=0.5；
f0——壳程流体的摩擦系数，当Re0>500时，f=5.0Re0-0.228；
NB——折流挡板数； h——折流挡板间距；
u0——按壳程流通截面积计算的流速，m/s。
0.5⨯0.29⨯16⨯(29+1)⨯
825⨯0.5
2
2
∆p=
'1
=7113.15Pa
流体流过折流板缺口的阻力
u2h⎫ρ⎛0
∆p=N3.5 B
D⎭2⎝
'
2
2
其中h=0.15m，D=0.6m，则
2⨯150⎫825⨯0.5⎛
=8971.875Pa ∆p=29⨯ 3.5-⎪⨯
6002⎝⎭
'
2
2
总阻力
∆p=(7113.15+8971.8775)⨯1.15⨯1=18497.8Pa
由于该换热器壳程流体的操作压力较高，所以壳程流体的阻力比较适宜。 换热器主要结构尺寸和计算结果见附表1。
3 设备选型
3.1 换热管
3.1.1 换热管规格的选择
换热器中最常用的管子的规格有Φ19mm⨯2mm和Φ25mm⨯2.5mm两种[7]。小直径的管子可承受更大的压力，且管壁较薄；同时，对于相同的壳体直径，可以排列较多的管子，从而提高单位体积的传热面积。本设计管程所用液体为水，是易结垢的流体，则应选用Φ25mm⨯2.5mm的管子。管长的选择以清洁方便和合理使用为原则。管子的长度一。般有：1.5m、2m、3m、6m，其中3m、6m较多用。根据计算，我们则选用为6m的管子。本次设计使用型号为GB/T14976，上海华石钢铁有限公司生产。 由换热器系列标准初选浮头式换热器型号为BES600-2.5-86.9-6/25-4I。
3.1.2 管子排列方式的选择
管子在管板上的排列方式有：正三角形排列、正方形排列、正方形错列。本设计方
案采用正三角形排列，此方式可以在同样的管板面积上排列最大的管束，应用最为普通，但管外不易清洗，常用于清洁流体。
管子间距Pt（管中心的距离），一般是管半径的1.25倍左右，以保证胀管时管板的刚度，见下表：
表3 管子布置间距
3.2板
安挡板的提高壳
传热系数，为取得良好的效果，挡板的形状和间距必须适当。
常见的折流挡板型式有：圆形、分流形、弓形，其中以弓形折流板最为常见。 对弓形挡板而言，弓形缺口的大小对壳程流体的流动情况有重要影响，切去弓形高度约为壳体直径的10%~40%（一般取20%~25%）。因弓形缺口太大或太小都会产生“死区”，既不利于传热，又往往增加流体阻力。挡板的间距对壳体的流动亦有重要的影响。间距太大，不能保证流体垂直流过管束，使管外表面传热系数下降；间距太小，不便于制造和检修，阻力损失亦大。
两相邻挡板的距离（板间距）h一般取换热器外径D的0.2~1.0倍。浮头式换热器h有150mm、200mm、300mm、480mm、600mm五种。据分析可得：取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，浮头式换热器h取150mm。
3.3 材料选用
根据要求，我们为换热器选购合适的部件、型号及尺寸， 具体的型号介绍如下：冷凝管型号DN600，A=51.5mm。上、下垫片600-0.6型号是JB/T4704-2000，螺母M16
折流挡装折流目的是程对流
型号是GB/T6170-2000。法当型号是HG/T20592-2009。双曲螺柱型号是JB/T4704-2000，设备法当型号是JB/T4701-2000。耳座B3型号JB/T4712.2-2007。封头EHA600⨯8型号是JB/T4746-2002。换热管φ25⨯2.5型号是HG/T20592-2009。拉杆φ16型号是GB/T6170-2000。折流板δ=6型号是JB/T4712.2-2007。下管板δ=30型号是JB/T4712.2-2007。
压力泵的选择：因为介质均为液体，且最高压力不是很高，所以选用 ATE2000-Y台式液体压力泵，是金湖中泰仪表有限公司生产的。
其他具体的型号见图表中。
4 附录及图纸
附录1 计算结果及参数
5 总结
刚开始看到是设计列管式换热器的要求，但知道列管式换热器包括固定管板式、浮头式、U形管式、填料函式等常见的几种不同类型。所以选择时遇到不知道应该选择哪一种，本来想选择固定管板式，它比较简单，但发现冷流体升温超过，所以决定选用浮头式换热器，本次选择的浮头式换热器的优点是当环热管与壳体间有温差存在，壳体或环热管膨胀时，互不约束，不会产生温差应力；管束可以从壳体内抽搐，便与管内管间的清洗。当然也有一些缺点，比如结构较复杂，用材量大，造价高；浮头盖与浮动管板间若密封不严，易发生泄漏，造成两种介质的混合。
再遇到的问题是由流量确定流速时遇到的问题是，温度变法范围较大，且换热器管子规格只有三种，如果根据流速计算管径很麻烦，加大了计算量，我认为不是很科学。我觉得应该先确定管径，然后根据流量来计算单管程数，再根据选择的热流体的参数来估算传热面积，最后计算出传热管长，确定管程数。 换热器的设计，从课本上简单的理论计算，到根据需求满足一定条件的切实地进行设计，不再仅仅包括呆板单调的计算，还有根据具体要求选择、区分和确定设计的换热器的每一个细节，我觉得这是最大的一个挑战。
6 参考文献
[1] 王志魁，刘丽英，刘伟，化工原理第四版[M].化学工业出版社，北京，2010.
[2] http://wenku.baidu.com/view/18c8413c0912a216147929ab.html.
[3] 阮奇，黄诗煌.化工原理优化设计与解题指南[M].化学工业出版社，北京，2001. [4] 申迎华，郝晓刚.化工原理课程设计[M].化学工业出版社，北京，2011. [5] 申迎华，郝晓刚.化工原理课程设计[M].化学工业出版社，北京，2011.
[6] 王志魁，刘丽英，刘伟.化工原理第四版[M].化学工业出版社，北京，2010. [7] 涂伟萍，陈佩珍，程达芳.化工过程及设备设计[M].化学工业出版社，北京，2000.
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江西科技师范大学
生物工程专业《化工原理课程设计》说明书
题目名称 列管式换热器设计 专业班级 2010级生物工程（1）班 学 号 学生姓名 指导教师
2012 年 6 月 5日
目录
1 设计方案.............................................................................................. 错误！未定义书签。
1.1 概述............................................................................................ 错误！未定义书签。 1.2 设计背景.................................................................................... 错误！未定义书签。 1.3 方案简介.................................................................................... 错误！未定义书签。
1.3.1 换热器的类型.................................................................. 错误！未定义书签。 1.3.2 换热器类型的选定.......................................................... 错误！未定义书签。 1.3.3 流体流经和流速的安排.................................................. 错误！未定义书签。
2 衡算...................................................................................................... 错误！未定义书签。
2.1 工艺尺寸的确定........................................................................ 错误！未定义书签。 2.2 确定物性参数............................................................................ 错误！未定义书签。 2.3 估算传热面积.......................................................................... 错误！未定义书签。
2.3.1 冷流量（忽略热损失）................................................ 错误！未定义书签。 2.3.2 废水用量（忽略热损失）............................................ 错误！未定义书签。 2.3.3 平均传热温差 先按照纯逆流计算，得.................... 错误！未定义书签。 2.3.4 初算传热面积................................................................ 错误！未定义书签。 2.4结构设计..................................................................................... 错误！未定义书签。
2.4.1 管程数和传热管数........................................................ 错误！未定义书签。 2.4.2 平均传热温差校正及壳程数........................................ 错误！未定义书签。 2.4.3 传热管排列和分程方法................................................ 错误！未定义书签。 2.4.4 壳体直径........................................................................ 错误！未定义书签。 2.4.5 折流板和接管................................................................ 错误！未定义书签。 2.5 换热器核算.............................................................................. 错误！未定义书签。
2.5.1 传热面积校核................................................................ 错误！未定义书签。 2.5.2 换热器内压降的核算...................................................... 错误！未定义书签。
3 设备选型.............................................................................................. 错误！未定义书签。
3.1 换热管........................................................................................ 错误！未定义书签。
3.1.1 换热管规格的选择.......................................................... 错误！未定义书签。 3.1.2 管子排列方式的选择...................................................... 错误！未定义书签。 3.2折流挡板..................................................................................... 错误！未定义书签。 3.3 材料选用.................................................................................... 错误！未定义书签。 4 附录及图纸........................................................................................ 错误！未定义书签。 5 总结...................................................................................................... 错误！未定义书签。 6 参考文献.............................................................................................. 错误！未定义书签。
1 设计方案
1.1 概述
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，这称为壳程列管式换热器。 1.2 设计背景
上海奥奇印刷公司由于由于印染污水中含有较高的热量，其通常水温在35-95℃之间，因此污水内的热能具有很高的利用价值。针对印染污水的特殊性，因此可以使用污水换热器将其中的热量置换出来，达到供企业利用的目的。因此我组针对利用废水加热干净用水进行了设计换热器。
1.3 方案简介
根据列管式换热器的结构特点，主要分以下四类，以下根据本次设计要求介绍 几种常见的列管式换热器。 1.3.1 换热器的类型
（1）固定管板式换热器
（2）浮头式换热器 （3）U形管式换热器 1.3.2 换热器类型的选定
根据给定的设计任务：冷流体入口温度5℃，出口温度70℃，流量为10m^3/h。我们选用工业废水给该冷流体加热，热流体进口温度为86℃，出口温度为66℃。考虑到被加热流体升高温度大于50℃，而且废水中含有易于腐蚀和易于结垢的物质，所以选用浮头式换热器，该换热器易于清洗，而且完全消除热效应，所以选择列管式中的浮头式换热器。
1.3.3 流体流经和流速的安排 （1）流经安排
废水黏度较大，属于易结垢体，所以应选择走壳程，冷流体走管程，易于加热。 （2）常用流速的参考范围列于下表：
表1 换热器常用流速范围
流体种类 一般液体 易结垢液体
流速 管程 0.5~0.3 >1
壳程 0.2~1.5 >0.5
气体
5~30 3~15
表2 不同粘度液体在列管式换热器中的流速（在钢管中） 液体粘度 /mPa·s 最大流速/(m/s)
0 0.6 >150
1000~500 0.75
500~100 1.1
100~35 1.5
1.8
2.4
35~1
流体在管程或壳程中的流速，不仅直接影响表面传热系数，而且影响污垢热阻，从而影响传热系数的大小，流速过低甚至可能导致管路堵塞，严重影响到设备的使用，但流速增大，又将使流体阻力增大。
增大流体的流速，将增大对流传热系数，减少污垢在壁面上的沉积，即降低污垢热阻，使总传热系数增加。因此适宜的流速既要考虑经济权衡又要兼顾结构上的要求，又要充分利用工艺上允许的压降来选择较高的流速。
因此综上所述，可选择管内的流速为0.5m/s，接管内的流速为0.5m/s。
2 衡算
2.1 工艺尺寸的确定
由给定流量 Q=30m3/h 初步选取流速： u=0.6m/s 总面积估算： As=又 A=所以
N= N=当d=25⨯2mm时： N=
当d=25⨯2.5mm时： N=
4⨯0.013889
=44.2 32
3.1⨯40.0204⨯0.013889
=40.1 42
3.1⨯40.0214⨯0.013889
=78.6 62
3.1⨯40.015Qu=
30/36002
=0.0138m89 0.6
Nπd
4
2
4A
3.14⨯d
根据管经有三种选型，当d=19⨯2mm时：
πd
2
=
4⨯0.013889
2
根据浮头式换热器的主要参数表[1]，我组最宜选用d=25⨯2.5mm型号管径的换热管，管程数为4管程，单管程数为47，总管程数为188根。
所以：
A=N⨯
u=
QA=
30/3600
=0.56m
0.014758
π
4
d
2
=47⨯
3.142
⨯0.0=24
580.01m47
2
/s
综上述所算：选用Ф=25mm×2.5mm较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速为
u=0.5m/s
2.2 确定物性参数 定性温度：对于一般气体和水等低粘度流体，其定性温度可取流体进、出口温度的平均值。故壳程液体的定性温度为：
T=
86+662
=76℃
管程流体的定性温度：
t=
5+702
=37.5℃
已知液体在37.5℃下的有关物性数据如下：ρ1=0.9932⨯103kg/m3，
cn１=4.1724kJ/(kg⋅℃)，λ１＝0.6306W/(m⋅℃)，μ1=0.6952⨯10Pa⋅s
3
。
查的废水在76℃下的物性数据：ρ2=0.825⨯103kg/m3，cn2=4.08kJ/(kg⋅℃)，
λ2=0.626W/(m⋅℃
)，μ
2
=0.325⨯10
-3
Pa⋅s
。
2.3 估算传热面积
2.3.1 冷流量（忽略热损失）
qm,h=qvρ1=30÷3600⨯993.2=8.2767kg/s
式中： qm,h——冷流体的质量流量，kg/s； qv——冷流体的体积流量，m3/h； ρ1——冷流体的密度，kg/m3。
QT=qm,hcp,h∆T=8.2767⨯4.1724⨯65=2244.59kW
式中： QT——换热器的热负荷，kW；
△T——冷流体的进、出口温度差，℃；
cp,h——冷流体的平均比热容，kJ/(kg·℃)。
2.3.2 废水用量（忽略热损失）
qm,c=
QTcp,c∆t
=
2244.59⨯10
3
3
4.08⨯10⨯20
=27.5kg/s=99026kg/h
式中： qm,c——冷流体的质量流量，kg/s； ∆t——冷流体的进出口温度差，℃。
2.3.3 平均传热温差 先按照纯逆流计算，得
∆tm=
(66-5)-(86-70)
ln
66-586-70
=33.6℃
式中： ∆tm——传热的平均温度差，℃。 2.3.4 初算传热面积
由于壳程气体的压力较高，故可选取较大的Ｋ值。假设K＝789W/(㎡·℃)，则估算的传热面积为
S估＝
QTK∆tm
=
2244.59⨯10789⨯33.6
3
=84.7m
２
式中： S估——估算的传热面积，m2；
2
K——选取的传热系数，W（/m⋅℃）。
2.4结构设计
2.4.1 管程数和传热管数
可依据传热管内径和流速确定单程传热管数
Ns=
qv
30÷3600
==54（3.14÷4）⨯0.02⨯0.02⨯0.5
22
π
4
（根）
⨯ds⨯ds⨯u
式中： NS——单程传热管数；
ds——管内径，m；
u——管内流速，m/s。
按单管程计算，所需的传热管长度为
L=
S估
πdoNS
=
84.73.14⨯0.025⨯54
=20m
式中： do——管外径，m；
L
——传热管长度，m。
按单程管计算，传热管过长，宜采用多管程结构。根据本设计实际情况，采用非标设计，现取传热管长l＝6000mm，则该换热器的管程数为
NP=
Ll=206=4
式中： Np——管程数；
l——传热管长，m。
传热管总根数 n=54⨯4+4=220 2.4.2 平均传热温差校正及壳程数
平均温差校正系数计算如下
P=
t2-t1T1-t1
=70-586-5
=0.8
R=
T1-T2t2-t1
=
86-6670-5
=0.31
式中： T1、T2——热流体的进、出口温度，℃； t1、t2——冷流体的进、出口温度，℃。 按单壳程，双管程结构，查参考图[4]得
ϕ∆t=0.85
式中： ϕ∆t——平均传热温差校正系数。 平均传热温差
∆tm=ϕ∆t∆tm=0.85⨯33.6=28.56℃
由于平均传热温差校正系数大于0.8，同时壳程流体流量较大，故取单壳程合适。 2.4.3 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0排列，隔板两侧采用正方形排列。 取管心距pt=1.25do，则Pt=1.25⨯25=31.25≈32mm
式中： Pt ——管心距，mm。
隔板中心到离其最近一排管中心距离可按Z=
Z=
Pt2+6=
322
PT2
+6计算得
'
+6=22mm
式中： Z——隔板中心到管中心的距离，mm。 各程相邻管的管心距为44mm。 2.4.4 壳体直径
采用多管程结构，壳体直径可按D=1.05Ptn估算。取管板利用率η=0.75，则壳体直径为：
D=1.05Pt
n=1.05⨯32
2200.75=562mm
式中： D——壳体直径，m；
n——传热管总管数； η——管板利用率。
按卷制壳体的进级档，可取D=600mm。 2.4.5 折流板和接管
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⨯600=15mm
故可取h=150mm。
取折流板间距B=0.3D(0.2D
B=0.3⨯600=180mm
可取B为200mm。
折流板数目NB=
传热管长折流板间距
-1=
6000200
-1=29
壳程流体进出口接管：取接管内液体流速为u1=0.5m/s，则接管内径为
D1=
4qm/ρ
πu
=
4⨯27.5/8253.14⨯0.5
=0.583m
圆整后可取管内径为600mm。
管程流体进出口接管：取接管内液体流速u2=1.5m/s，则接管内径为
D=
圆整后取管内径为120mm。
2.5 换热器核算 2.5.1 传热面积校核 2.5.1.1 管程传热膜系数 计算公式如下：
αi=0.023
λ
dRe
0.8
4qv
πu
=
4⨯30/36003.14⨯1.5
=0.0841
Pr
2
0.4
=0.023
λ
di
(
diuρ
μ
)
0.8
(
cpμ
λ
)
0.4
/m⋅℃）； 式中： αi——对流传热系数，W（
λ——流体的热导率，W/(m⋅℃） ；
u——流体的流速，m/s； ρ——流体的密度，kg/m3；
μ——流体的粘度，Pa⋅s； cp——流体的比热容，J/(kg⋅℃)； Re——雷诺数； Pr——普朗特数。
管程流体通截面积
Si=0.785⨯0.02⨯54=0.017m
2
2
管程流体流速和雷诺数分别为
ui=
30/36000.017
=0.5m/s
Re=0.02⨯0.5⨯993.2/0.6952⨯10
(
-3
)=14286
.5
普朗特数
Pr=
cp1⨯μ1
=
4.1724⨯10⨯0.6952⨯10
0..6306
3
-3
λ1
=4.5998
αi=0.023⨯
0.63060.02
⨯14286.5
0.8
⨯4.5998
0.4
=2814.87W（/m⋅℃）
2
2.5.1.2 壳程传热膜系数。 计算公式如下：
⎛⎫0.551/3μ⎪α=0.RePr00'⎪dμew⎝⎭
0.14
0.55
1/3
0.14
λ1
=0.36
'
λ⎛deuρ⎫
d
'
e
⎝
μ
⎪⎪⎭
⎛cpμ λ⎝
⎫⎪⎪⎭⎛μ⎫ ⎪ μ⎪⎝w⎭
式中： α0——泵壳传热膜系数，W/m2⋅℃
⎛μ⎫ ⎪ μ⎪⎝w⎭
0.14
=0.95
管子按正三角形排列，传热当量直径为
⎛3⎛32π2⎫π2 ⎪4⨯⨯0.032-⨯0.0254P-d0⎪ 2 2t
44⎝⎝⎭'
de==
π⨯0.025πd0
⎫
⎪⎪⎭
=0.02m
式中： de——传热当量直径，m。 壳程流通截面积
⎛d0⎫25⎫⎛2
⎪=200⨯600⨯ 1-s0=BD 1-=0.0264m⎪ Pt⎪32⎭ ⎝⎝⎭
'
式中： s0——壳程流量截面积，m2。
壳程流体流速及其雷诺数分别为
u0=
99026/(3600⨯825
0.0264
)
=1.26m/s
Re
=
0.02⨯0.4⨯8250.351⨯10
-3
=59.231⨯10
3
式中： u0——壳程流体流速，m/s；
Re0——壳程雷诺数。 普朗特数
Pr0=
4.08⨯10⨯0.351⨯10
0.626
3
-3
=2.288
式中： Pr0——壳程普朗特数
粘度校正
⎛μ⎫ ⎪ μ⎪⎝w⎭
0.14
=0.95
α0=0.36⨯
0.6260.02
1
⨯59231
0.55
⨯2.2883⨯0.95=5936.03W/(m⋅℃）
2
2.5.1.3 污垢热阻和管壁热阻
查参考表[5]得，管外侧污垢热阻R0=1.7197⨯10-4m2⋅℃/W，管内侧污垢热阻
Ri=1.7197⨯10
-4
m⋅℃/W
2
。已知管壁厚度，碳钢在该条件下的热导率为50W/(m⋅℃)。
2.5.1.4 总传热系数K 总传热系数K为：
K1
d0
dbd100
++Ri0
αddλdαiiim0
760W/(m⋅℃) =
2
2.5.1.5 传热面积校核
依式(4-)可得所计算传热面积S'为： 10
S=
'
QTK∆tm
=
2244.59⨯10760⨯33.6
3
=87.9m
2
换热器的实际传热面积为S
S=πdlN=3.14⨯0.025⨯6⨯220=103.6m0T
2
换热器的面积裕度为：
SS
'
=
103.687.9
=1.18
传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。 2.5.2 换热器内压降的核算 2.5.2.1 管程阻力
()∆p=∆p+∆pNNFi12sPt
NS=1,NP=4,∆p1=λ
⎛ρui2
∆p2=3
2⎝
ld⎫⎪ ⎪⎭
⨯
ρui
2
2
式中： ∆p1、∆p2——分别为直管及回弯管中因摩擦阻力而引起的压降，Pa；
Ft——结垢校正因数，对φ25mm⨯2.5mm管子取1.4； Np——管程数； Ns——串联的壳程数。
由Re=14286.5，传热管相对粗糙度0.01，查参考文献[6]中λ-Re双对数坐标图得
λ=0.038，流速ui=0.5m/s，ρ=993.2kg/m3，所以
∆p1=0.6306⨯
60.02
⨯
0.5⨯993.2
2
2
2
=23486.7Pa
∆p2=3⋅
ρui
2
2
=3⨯
993.2⨯0.5
2
=372.45Pa
∆pi=(23486.7+372.45)⨯4⨯1.4=133611.24Pa
管程流体阻力在允许范围之内。 2.5.2.2 壳程阻力 按下式计算
∆p=∆p+∆pFN 012ts
'
'
()
式中：
∑∆p
——壳程总阻力引起的压降，Pa；
∆p1'——流体横向通过管束的压降，Pa； ∆p2'——流体通过折流板缺口处的压降，Pa； Ft——壳程结垢校正系数，取 1.15。 流体流经管束的阻力
2
ρu0
( ∆p=FfnN+0cB
'
1
2
F=0.5
f0=5⨯20293
-0.288
=0.2874
nc=1.1n=1.1220=16
NB=14
u0=0.4m/s
式中： F——管子排列方法对压降的校正系数，对三角形排列F=0.5；
f0——壳程流体的摩擦系数，当Re0>500时，f=5.0Re0-0.228；
NB——折流挡板数； h——折流挡板间距；
u0——按壳程流通截面积计算的流速，m/s。
0.5⨯0.29⨯16⨯(29+1)⨯
825⨯0.5
2
2
∆p=
'1
=7113.15Pa
流体流过折流板缺口的阻力
u2h⎫ρ⎛0
∆p=N3.5 B
D⎭2⎝
'
2
2
其中h=0.15m，D=0.6m，则
2⨯150⎫825⨯0.5⎛
=8971.875Pa ∆p=29⨯ 3.5-⎪⨯
6002⎝⎭
'
2
2
总阻力
∆p=(7113.15+8971.8775)⨯1.15⨯1=18497.8Pa
由于该换热器壳程流体的操作压力较高，所以壳程流体的阻力比较适宜。 换热器主要结构尺寸和计算结果见附表1。
3 设备选型
3.1 换热管
3.1.1 换热管规格的选择
换热器中最常用的管子的规格有Φ19mm⨯2mm和Φ25mm⨯2.5mm两种[7]。小直径的管子可承受更大的压力，且管壁较薄；同时，对于相同的壳体直径，可以排列较多的管子，从而提高单位体积的传热面积。本设计管程所用液体为水，是易结垢的流体，则应选用Φ25mm⨯2.5mm的管子。管长的选择以清洁方便和合理使用为原则。管子的长度一。般有：1.5m、2m、3m、6m，其中3m、6m较多用。根据计算，我们则选用为6m的管子。本次设计使用型号为GB/T14976，上海华石钢铁有限公司生产。 由换热器系列标准初选浮头式换热器型号为BES600-2.5-86.9-6/25-4I。
3.1.2 管子排列方式的选择
管子在管板上的排列方式有：正三角形排列、正方形排列、正方形错列。本设计方
案采用正三角形排列，此方式可以在同样的管板面积上排列最大的管束，应用最为普通，但管外不易清洗，常用于清洁流体。
管子间距Pt（管中心的距离），一般是管半径的1.25倍左右，以保证胀管时管板的刚度，见下表：
表3 管子布置间距
3.2板
安挡板的提高壳
传热系数，为取得良好的效果，挡板的形状和间距必须适当。
常见的折流挡板型式有：圆形、分流形、弓形，其中以弓形折流板最为常见。 对弓形挡板而言，弓形缺口的大小对壳程流体的流动情况有重要影响，切去弓形高度约为壳体直径的10%~40%（一般取20%~25%）。因弓形缺口太大或太小都会产生“死区”，既不利于传热，又往往增加流体阻力。挡板的间距对壳体的流动亦有重要的影响。间距太大，不能保证流体垂直流过管束，使管外表面传热系数下降；间距太小，不便于制造和检修，阻力损失亦大。
两相邻挡板的距离（板间距）h一般取换热器外径D的0.2~1.0倍。浮头式换热器h有150mm、200mm、300mm、480mm、600mm五种。据分析可得：取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，浮头式换热器h取150mm。
3.3 材料选用
根据要求，我们为换热器选购合适的部件、型号及尺寸， 具体的型号介绍如下：冷凝管型号DN600，A=51.5mm。上、下垫片600-0.6型号是JB/T4704-2000，螺母M16
折流挡装折流目的是程对流
型号是GB/T6170-2000。法当型号是HG/T20592-2009。双曲螺柱型号是JB/T4704-2000，设备法当型号是JB/T4701-2000。耳座B3型号JB/T4712.2-2007。封头EHA600⨯8型号是JB/T4746-2002。换热管φ25⨯2.5型号是HG/T20592-2009。拉杆φ16型号是GB/T6170-2000。折流板δ=6型号是JB/T4712.2-2007。下管板δ=30型号是JB/T4712.2-2007。
压力泵的选择：因为介质均为液体，且最高压力不是很高，所以选用 ATE2000-Y台式液体压力泵，是金湖中泰仪表有限公司生产的。
其他具体的型号见图表中。
4 附录及图纸
附录1 计算结果及参数
5 总结
刚开始看到是设计列管式换热器的要求，但知道列管式换热器包括固定管板式、浮头式、U形管式、填料函式等常见的几种不同类型。所以选择时遇到不知道应该选择哪一种，本来想选择固定管板式，它比较简单，但发现冷流体升温超过，所以决定选用浮头式换热器，本次选择的浮头式换热器的优点是当环热管与壳体间有温差存在，壳体或环热管膨胀时，互不约束，不会产生温差应力；管束可以从壳体内抽搐，便与管内管间的清洗。当然也有一些缺点，比如结构较复杂，用材量大，造价高；浮头盖与浮动管板间若密封不严，易发生泄漏，造成两种介质的混合。
再遇到的问题是由流量确定流速时遇到的问题是，温度变法范围较大，且换热器管子规格只有三种，如果根据流速计算管径很麻烦，加大了计算量，我认为不是很科学。我觉得应该先确定管径，然后根据流量来计算单管程数，再根据选择的热流体的参数来估算传热面积，最后计算出传热管长，确定管程数。 换热器的设计，从课本上简单的理论计算，到根据需求满足一定条件的切实地进行设计，不再仅仅包括呆板单调的计算，还有根据具体要求选择、区分和确定设计的换热器的每一个细节，我觉得这是最大的一个挑战。
6 参考文献
[1] 王志魁，刘丽英，刘伟，化工原理第四版[M].化学工业出版社，北京，2010.
[2] http://wenku.baidu.com/view/18c8413c0912a216147929ab.html.
[3] 阮奇，黄诗煌.化工原理优化设计与解题指南[M].化学工业出版社，北京，2001. [4] 申迎华，郝晓刚.化工原理课程设计[M].化学工业出版社，北京，2011. [5] 申迎华，郝晓刚.化工原理课程设计[M].化学工业出版社，北京，2011.
[6] 王志魁，刘丽英，刘伟.化工原理第四版[M].化学工业出版社，北京，2010. [7] 涂伟萍，陈佩珍，程达芳.化工过程及设备设计[M].化学工业出版社，北京，2000.
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