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（ 1）选择适宜的列管式换热器； （2）核算；（3）在 A3 图纸中绘制换热器结 构图、管板结构图、折流结构图
设计说明书一份、 A3 图纸一张； 2、操作条件
处理能力：甲苯进料量： 110000吨 /年
操作时间： 8000 小时／年 甲苯：入口温度 90℃，出口温度 60℃；操作压力 （ 0.4~0.6）MPa 水： 入口温度 30℃，出口温度 50℃
操作压力
（ 0.4~0.6）MPa
允许压降不大于 0.1 Mpa，厂址：宁波地区。
三、设备型式
列管式换热器
四、设计项目 （说明书格式 ）
1、封面、任务书、目录。
2、设计方案简介：对确定的工艺流程及换热器型式进行简要论述。 3、换热器的工艺计算：确定换热器的传热面积，并初选换热器规格 4、核算总传热系数，计算压力降 5、换热器的主要结构尺寸设计。
6、绘制水冷却甲苯的列管式换热器设计的换热器装配简图。 7、对本设计进行评述。 8、参考文献
目录
1 设计方案简介 1
1.1工艺流程概述 ................................... 错误！未定义书签。
1.2选择列管式换热器的类型 ......................... 错误！未定义书签。
1.2.1 ......................................................................................................... 列管式换热器的分类 .............................................. 4 1.2.2 ......................................................................................................... 类型的确定 ...................................................... 3 1.3 流动路径的选择 ................................................ 5
2 换热器的工艺计算及选型 5
2.1 确定物性数据 .................................................. 5 2.2 初算换热器的传热面积 .......................................... 6 2.3 初选换热器规格 ................................................ 6
3 换热器核算 7
3.1 压力降的核算 .................................................. 7
3.1.1 ......................................................................................................... 管程压力降 ...................................................... 8 3.1.2 ......................................................................................................... 壳程压力降 ...................................................... 8 3.2 总传热系数的核算 .............................................. 9
4 固定管板式换热器的主要结构尺寸设计 9
4.1 壳体壁厚的确定 ................................................ 9 4.2 管子拉脱力计算 ................................................ 9 4.3换热器的主要结构尺寸设计参数 .................................. 10
5 换热器装配简图 12 6 设计评述 12 7 参考文献 12
1 设计方案简介
1.1 工艺流程概述 由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，应
使循环水走管程，甲苯走壳 程。如图 1，甲苯经泵抽上来，经管道从接管 A 进入换热器壳程；冷却水则由泵 抽上来经管道从接管 C 进入换热器管程。两物质在换热器中进行交换，甲苯从 90℃被冷却至 60℃之后，由接管 B 流出；循环冷却水则从 30℃升至 50℃，由接 管 D 流出。
PUMP
C7H PU MP2 H2O
图 1 工艺流程草图
1.2 选择列管式换热器的类型 列管式换热器，又称管壳式换热
器，是目前化工生产中应用最广泛的传热设 备。其主要优点是：单位体积所具有的传热面积大以及窜热效果较好；此外，结 构简单，制造的材料范围广，操作弹性也较大等。因此在高温、高压和大型装置 上多采用列壳式换热器。
1.2.1列管式换热器的分类 根据列管式换热器结构特点的不同，主要
分为以下几种： ⑴固定管板式换热器 固定管板式换热器，结构比较简单，造价较低。两管板由管子互相支承，因 而在各种列管式换热器中， 其管板最薄。 其缺点是管外清洗困难， 管壳间有温差 应力存在，当两种介质温差较大时，必须设置膨胀节。
固定管板式换热器适用于壳程介质清洁，不易结垢，管程需清洗及温差不大 或温差虽大但壳程压力不高的场合。
⑵浮头式换热器 浮头式换热器，一端管板式固定的，另一端管板可在壳体内移动，因而管、 壳间不产生温差应力。管束可以抽出，便于清洗。但这类换热器结构较复杂，金 属耗量较大；浮头处发生内漏时不便检查；管束与壳体间隙较大，影响传热。
浮头式换热器适用于管、壳温差较大及介质易结垢的场合。
⑶填函式换热器 填函式换热器，管束一端可以自由膨胀，造价也比浮头式换热器低，检修、 清洗容易， 填函处泄漏能及时发现。 但壳程内介质有外漏的可能， 壳程中不宜处 理易挥发、易燃、易爆、有毒的介质。
⑷ U 形管式换热器
U 形管式换热器，只有一个管板，管程至少为两程，管束可以抽出清洗，管 子可以自由膨胀。其缺点是管内不便清洗，管板上布管少，结垢不紧凑，管外介 质易短路，影响传热效果，内层管子损坏后不易更换。
U 形管式换热器适用于管、壳壁温差较大的场合，尤其是管内介质清洁，不 易结垢的高温、高压、腐蚀性较强的场合。 1.2.2 类型的确定 所设计的换热器用于冷却甲苯，甲苯：入口温度
90℃，出口温度 60℃；水： 入口温度 30℃，出口温度 50 ℃；该换热器的管壁温和壳体壁温之差满足 Tm-tm=75-40=35℃﹤ 50℃，两流体温度差不大。 加上固定管板式换热器结构简单、 造价低廉，所以本设计选用固定管板式换热器，且不需考虑热补偿。
1.3 流动路径的选择 本设计为两流体均不发生相变的传热过程，因水
的对流传热系数一般较大， 且易结垢，故选择冷却水走换热器的管程，甲苯走壳程。
2 换热器的工艺计算及选型
2.1 确定物性数据
30 50
水的定性温度 t 40 ℃，甲苯定性温度 T 75℃，查得水、甲 22 苯在各自定性温度下的物性数据：
[1]
表 1 定性温度下各流体物性
比热容 导热系数 3密度/(kg/m) /(kJ/( kg·℃ 黏度/(Pa·s) /(w/m ·℃ )) ) -3992.2 4.174 0.656 ×10 0.6338 水 90 60
-3 甲苯 812.6 1.867 0.350 ×10 0.145 -32.2 初算换热器的传热面积
⑴计算热负荷和冷却水流量
110000 103 Wh h13750kg / h 8000
3
3
Q=Whcph(T1-T2)=13750 ×1.867 ×10×(90-60)/3600=213930W Wc
9226kg/h c
cpc (t2 t1) 4.174 103 (50 30)
3
3
Q 213930 3600
⑵计算两流体的平均温度差。先按单壳程单管程进行计算，逆流时的平均温 度差为
t2 t1 40 30 21
tm ' t 34.76℃ t
2 ln t1
有关参数 R
T1 T2
t
90 60 30
t
2 1
1.5 1.5
50 30 20
t
2 1
t
50 30 90 30
0.33
40 ln 30
根据 R，P值，查《化工原理》P-280图 4-19可读得，温度校正系数
[1]
φΔ=t0.92， 则平均温度差 Δtm=Δtm'φΔ=t34.76 ×0.92=31.98℃
⑶按经验数值初选总传热系数 K0(估)
2
选取 K0(估) =450W/(m·℃ ) ⑷初算出所需传热面积 S Q 213930 14.86m2
K tm 450 31.98
2
2.3 初选换热器规格
对于易结垢的流体， 为方便清洗，采用外径为 Φ25mm的管子。由于 Tm-
tm=35℃， 因此不需考虑热补偿。再由换热面积，查《换热器设计手册》
[2]
P-17 表 1-2-1，
选定 G273Ⅰ-2-2.5-11.1 型换热器，有关参数见下表 2。 表 2 所选换热器结构基本参数
公称直径 /mm： 300 管子尺寸 /mm： Φ25×2.5
6 公称压强 /MPa： 1.6 管长 /m：
2
公称面积 /m： 15.27 管子总数： 37 管子排列方法： 正三角形排列
[3]管程数： 2 查《化工设备机械基础》 p-215表 7-10，壳体直
径为 159~325 时，拉杆数量为 4 个。
[2]
由《换热器设计手册》 P-18 式 1-2-1，计算实际传热面积： So=nπd(L-2 δ-0.006)=(37-4) ×3.14 ×0.025 ×(6-2 ×0.05-2
0.006)=15.27m若选该型号的换热器，则要求过程的总传热系数为
K
213930
o
S
o t
m
14.81 31.98
438
2
W/(m2
℃)
3 换热器核算
3.1 压力降的核算
3.1.1管程压力
其中， Ft=1.4，Np=2。
管程流通面积 Ani di 2
Np 4
0.022 n2 33Np 4 0.022 0.005181m2
4
uVs 9226
i
A0.51m/ s
i 3600 992.2 0.005181 Rediui
0.02 0.51 992.2
i
0.656 10 3
15430 4000(湍流 ) 设管壁粗糙度 ε=0.1mm，ε/di=0.1/20=0.005，查《化工原理》 [1]
P-54图 1-27 第 章中 λ-Re 关系图中查得： λ=0.036，所以
l u6 992.2 0.51
p1
0.036 1393Pa
1
d 2 0.02 2
u2
2
p
2
2
992.2 0.51 387Pa
2
则∑Δpi=(1393+387)× 1.4×2=4984Pa
3.1.2壳程压力降
∑Δpo=(Δp1' +Δp2')FsNs 其中， Fs=1.15，Ns=1， p1' Ff onc (NB 1)
查《化工原理》 [1]
P-284：管子为正三角形排列， F=0.5。 nc=1.1 √ n=1.13√7≈7
查《换热器设计手册》 [2]
P-14表 1-2-3，取折流挡板间距 h=0.2m，6
1
1 29 B
h 0.2
2
壳程流通面积 Ao=h(D-n 7cdo)=0.2×( 2 0. 3-×0.025)=0.025m13750
uo
0.19m/s
o
3600 812.6 0.025 Reo
douo 0.025 0.19 812.6
0.425 10 3
9082 500
NB L
fo=5.0Reo所以
-0.228
=5.0×9082
1) 2
uo2
-0.228
=0.63
812.6 0.192
970Pa
2
2
p1' Ff onc (NB
0.5 0.63 7 (29 1)
2
2
p2' NB (3.5
2h uo 2 0.2 812.6 0.19 ) o 29 (3.5 ) 922Pa D 2 0.3 2
∑Δpo=（970+922）×1.15=1088Pa
计算表明，管程和壳程压强都能满足题设（不大于 0.1 MPa）的要求。
3.2 总传热系数的核算 ⑴管程对流传热系数 αi Rei=15430（湍
流）
Pri
cp 4.174 10 0.656 10 i
0.6338
i
33
4.32
0.8
0.4
0.023 Rei Pri 0.023
0.80.40.6338
(15430)(4.32) 2935 W/(m·℃ ) di 0.02
[1]
2
⑵壳程对流传热系数 αo 由《化工原理》 P-253 式 4-77a计算，即 o 0.36
(eo )0.55(du
cp
)1/3 ( )0.14 de w 查《化工设备机械基础》 p-208 表 7-5，取换热
o
[3]
器列管之中心距 t=32mm，则 流体通过管间最大截面积为
A。=hD(1- )=0.2×0. 3×(1-
do
0.025
) 0.013m
2
t 0.032
Vs 13750 s
uo 0.36m/s o
A 3600 812.6 0.013
4(t
d
2
do ) 4(0.032 0.025 )
44 4 4
0.027m do
3.14 0.025
2
2 2 3.14 22
2
e
R
deuo
eo
0.027 0.36 3812.6 22567
0.35 10 3
3
3
P
cp 1.867 10 0.35 10 4.51
ro
0.145
壳程中甲苯被冷却，取 ( w )0.14 0.95，所以
oo
0.36
0.145
(22567)(4.51) 0.95 752 W/(m ·℃ )
0.55
1/ 3
2
0.027
[1]
⑶污垢热阻
参考《化工原理》 附录 p-355表 22，污垢系数取为 0.52m2·K/kW ，则 管、内外侧污垢热阻分别为 Rsi= 0.000066m·℃/W，Rso=
2
0.000112m·℃ /W ⑷总传热系数 Ko 管壁热阻可忽略时，总传热系数 Ko 为
Ko '
o
2
1
Rso Rsi do do
di
2
1
i di
1 25 25
0.000112 0.000066 752 20 2935 20
=513W/(m·℃) 由上面计算
可知，选用 该型号的换热器时要 求过程的总传热系数为 22
22
438W/(m·℃)，在规定的流动条件下，计算出的 Ko'为 513W/(m·℃)，有
K O ' 513 O
1.17 (1.15 ~1.25) KO 438
故所选的换热器是合适的，其安全系数为 100%=17.1%。
438
513 438
4 固定管板式换热器的主要结构尺寸设计
固定管板式换热器的主要构件有封头、筒体法兰、管板、筒体、折流板(或支 撑板)、接管、支座等。
4.1 壳体壁厚的确定
选取设计压力 pc=1.6Mpa，壳体材料为 Q-235B，查《化工设备机械基础》
[3]
p-311附录 9得，其相应的许用应力 [σ]=113 Mpa；查《化工设备机械
[3]
t
基础》 p-96 表 4-8，焊缝系数 取为 0.85，Di=300mm，故
计算厚度：
p
tc
D
i
2 t pc
2.5mm
2 113 0.85 1.6
1.6 300
根据《化工设备机械基础》 p-97，取 C2=1.0mm，负偏差 C2取 0.25 mm。 圆整后， δn=4mm，即壳体壁厚为 4mm。
4.2 管子拉脱力计算 根据《化工设备机械基础》 p-205，取胀接长
度 l=50mm； 根 据 《化 工设 备 机 械 基础 》 p-295 附表 1-1，查 地
碳钢 线 膨 胀 系 数
αl=11.2 ×10mm/(mm·℃)，弹性模量 E取为 200×10 Mpa； 根据《化工
设备机械基础》 p-218,表 7-11，许用拉脱力取为 4 Mpa。 ① 在操作压力下，管子每平方米胀接周边上所受到的力
pf dol
-63
其中， f 0.866t
2
do 0.866 32 o
4 4
0.6 396 3.14 25 50
22 2
22
25 396 mm
2
2
P=0.6Mpa，l=50mm， qp
0.06MPa
② 温差应力导致管子每平方米胀接周边上所受到的力
qt
E(tt ts )
t(do di 2) 4dol 2
其中， t ， As=πD 中δn= π×308×4=3868mm 其中， t 1 At ，As=πD 中δn=π×308×4=3868mm
As
2 2 2 2 2
11.2 10 6 0.2 106 35 则
t
t
29.15MPa
6535
1
2
3868
22
2
29.15 (25 20 )
4 25 50
1.31Mpa
又因 qp与 qt 作用方向相同，都使管子受压，则管子的拉脱力：
Q=q+q=0.06+1.31=1.37Mpa<[q]=4.0 Mpa 因此，拉脱力在许用范围内
4.3 换热器的主要结构尺寸设计参数
表 2 主要结构尺寸设计参数
换热器型式：固定管板式 换热器面积 /m：15.27 工艺参数 名称 物料名称 操作压力 /MPa 操作温度 /℃ 流量 /kg/h 流体密度 /kg/ m 流速 /m/s 传热量 /W 32壳程 甲苯 管程 水 0.4~0.6 0.4~0.6 90（进口） /60（出口） 30（进口） /50（出口） 13750 9226 812.6 0.26 213930 513 2935 0.000066 4984 碳钢 Φ25×2.5mm 6m 正三角形排列 32mm 992.2 0.51 总传热系数 W/（m·℃） 2对流传热系数 W/（m 752 2污垢系数 /W/（m·℃） 0.000112 压力降 /Pa 1088 推荐使用材料 碳钢 管尺寸 壳径 D(DN) 300mm 管程数 Np 2 管长 L 管子总根数 37（拉杆 4） 管排列方式 管心距 中心排管数 nc 7 5 换热器装配简图
详见附图。
6 设计评述
本次化工原理课程设计是对列管式换热器的设计，经过查阅有关文献资料， 对换热器参数进行了设计及反复核算， 以确保设计的准确性。 以下是对本设计的 一些评述。
从工艺要求和经济性出发， 选用了固定管板式换热器作为设计对象。 根据已 知条件选定换热器规格后， 经过很多次核算，K '/K 值始终达不到要求的 1.15~1.25 范围。然后，通过查阅更多资料、反复再次核算，加上和同学的激烈讨论，终于 取得了阶段性的胜利，基本上完成了换热器设计这块。
绘制换热器的装配图， 需要对换热器有全面的认识， 许多细节问题必须注意 到，主视图、剖视图、局部放大图等才能较好的完成。整个流程下来，对固定管 板式换热器结构及其内部结构的选型有了更理性的认知。
通过本次设计，真的学到了很多。首先，熟悉了化工原理课程设计的流程， 学会了如何根据工艺要求查找相关资料，并从各种资料中筛选出较适合的资料， 继而对换热器进行准确设计； 其次， 巩固了以前学习的化工知识， 理解得相对更 深入、透彻了些；此外，学习时要跟同学探讨，一个思想加一个思想，或许会碰 撞出更多思维的火花。
第一次做本次课程设计， 我们大都是在摸索中前进， 走了不少曲折的路。 加 上可利用文献资源有限、 时间有限，这次设计仍存在许多地方需要去改进与完善。
7 参考文献
[1] 夏清，陈长贵．化工原理 [M] ．天津：天津大学出版社， 2010． [2] 钱颂文．二换热器设计手册 [M] ．化学工业出版社， 2002 ．
[3] 刁玉玮，王立业，喻键良．化工设备机械基础 [M] ．大连：大连理工大学出版社， 2010．
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