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换热器设计计算范例换热器是一种用于传递热量的设备，常用于工业生产中的加热、冷却或蒸发等工艺过程中。
在设计换热器时，我们需要考虑的主要参数包括换热面积、传热系数、温度差以及流体性质等。
下面就以一种换热器设计计算范例进行说明。
假设我们需要设计一个管壳式热交换器，用于加热水和空气的热交换。
设计要求如下：1.加热水的进口温度：70℃2.加热水的出口温度：90℃3.空气的进口温度：25℃4.空气的出口温度：50℃5.加热水的流量：10m3/h6.空气的流量：1000m3/h首先，我们需要确定换热面积的大小。
根据传热计算的公式：Q=U×A×ΔT其中，Q为换热量，U为传热系数，A为换热面积，ΔT为温度差。
假设我们的换热器传热系数U为400W/（m2·℃），温度差ΔT为（90-70）=20℃。
根据公式，换热量可以计算为：Q=400×A×20我们将换热量Q设置为加热水的传热量，可得：Q1=400×A×20为了方便计算，我们将流体的热容量乘以流量定义为A1（加热水）和A2（空气）。
可得：Q1=A1×ΔT1代入已知数值，可得：Q1=10×4.186×(90-70)×1000接下来，我们需根据另一组流体参数计算出Q2（空气）。
Q2=A2×ΔT2代入已知数值，可得：Q2=1.005×1000×(50-25)×1000根据Q1、Q2和总换热量的平衡关系：Q1+Q2=400×A×ΔT可得：10×4.186×(90-70)×1000+1.005×1000×(50-25)×1000=400×A×20解得：A=0.523m2根据已知的流量和管道尺寸，可计算出流速。
流速=流量/A代入数值：流速=10/0.523流速=19.1m/s接下来，我们要确定换热器的结构。
管壳式换热器的结构设计摘要本文首先叙述了管壳式换热器的概念意义、发展历史、应用和发展前景、市场状况等。
以及关于管壳式换热器标准的常见问题，管壳式换热器的结构形式及传热性能比较，管壳式换热器的特性与用途及优缺点分析，进而确定设计换热器的类型。
本文设计主要是一些管壳式换热器结构的主要部件的确定跟选择，由于篇幅原因，一些小的参数跟附件并未涉及。
换热器的设计部分主要包括管子数确定及其排列方式，壳体壁厚计算，封头和容器法兰的选择，还有折流板支座的设计等。
管壳式换热器的结构设计，是为了保证换热器的质量和运行寿命，必须考虑很多因素，如材料、压力、温度、壁温差、结垢情况、流体性质以及检修与清理等等来选择某一种合适的结构形式。
对同一种形式的换热器，由于各种条件不同，往往采用的结构亦不相同。
在工程设计中，除尽量选用定型系列产品外，也常按其特定的条件进行设计，以满足工艺上的需要（得到适合工况下最合理最有效也最经济的便于生产制造的换热器等等）。
关键词：管壳式换热器管壳式换热器结构Structure design of shell-and-tube heat exchangerAbstractThis paper first describes the shell and tube heat exchanger conceptual meaning , history, application and development prospects, market conditions . And on shell and tube heat exchanger standards FAQs , shell and tube heat exchanger structure and heat transfer performance compared to shell and tube heat exchanger analysis of the characteristics and uses , advantages and disadvantages , and to determine the design of the heat exchanger types.This design choice is mainly identified with some of the major components of the shell and tube heat exchanger structure due to space reasons, some small argument with attachments not involved . The main part of the heat exchanger design includes determining the number and arrangement of tubes , shell wall thickness calculation , head and vessel flange options, there are baffles bearing design. Shell and tube heat exchanger design of the heat exchanger in order to ensure the quality and operating life , you must consider many factors , such as material , pressure, temperature , wall temperature, fouling , fluid properties , and to repair and clean-up , etc. select one of the appropriate structure.A form of the same heat exchanger, a variety of different conditions , is not the same structure are often used . In engineering design , in addition to try to use styling products , but also often carried out in accordance with specific conditions designed to meet the needs of workmanship ( to get the most reasonable and appropriate conditions effective to facilitate also the most economical manufacturing heat exchangers etc. ) .Keywords : shell and tube heat exchanger shell and tube heat exchanger structure目录摘要 (I)1绪论 (1)1.1换热器的概念及意义 (1)1.2换热器的发展历史 (1)1.3换热器的应用和发展前景 (2)1.4换热器的市场状况 (3)1.5管壳式换热器的分类以及各自特点 (4)1.5.1 固定管板式换热器 (4)1.5.2 浮头式换热器浮头 (5)1.5.3 U形管式换热器 (5)1.5.4 填料函式换热器 (6).1.6管壳式换热器的设计与选型 (7)1.6.1管壳式换热器的设计与选型 (7)1.6.2．设计与选型的具体步骤 (9)1．7设计条件 (10)2换热器设计部分 (11)2.1管数的确定 (11)2.2管子排列方式、管间距的确定 (11)2.3换热器壳体直径的确定 (12)2.4换热器壳体壁厚的计算 (12)2.4.1厚度计算 (12)2.4.2校核水压试验强度 (13)2.4.3强度校核 (13)2.5换热器封头的选择 (14)2.6容器法兰的选择 (14)2.7管板尺寸的确定 (15)2.8管子拉脱力的计算 (15)2.9计算是否安装膨胀节 (17)2.10折流板设计 (18)2.11开孔补强 (20)2.12支座 (21)2.12.1裙座设计 (21)2.12.2基础环设计 (23)2.12.3地脚栓的设计 (24)符号说明 (26)参考文献 (29)1绪论1.1换热器的概念及意义换热器（英语翻译：heat exchanger），是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备，又称热交换器。
目录1.换热器选型和工艺设计 (3)1.1设计条件 (3)1.2换热器选型 (3)1.3工艺设计 (3)1.3.1传热管根数的确定 (4)1.3。
2传热管排列和分程方法 (4)1。
3。
3壳体内径 (4)2 换热器结构设计与强度校核 (4)2。
1 管板设计 (4)2.1。
1管板材料和选型 (5)2.1。
2管板结构尺寸 (5)2。
1。
3管板质量计算 (6)2.2法兰与垫片 (6)2.2.1管箱法兰与管箱垫片 (7)2。
3 接管 (8)2.3。
1接管的外伸长度 (9)2。
3.2 接管位置设计 (9)2。
3。
3 接管法兰 (11)2.4管箱设计 (12)2.4.1管箱结构形式选择 (12)2.4.2管箱最小长度 (12)2.5 换热管 (13)2.5。
1 布管限定圆 (13)2.5。
2 换热管与管板的连接 (13)2。
6 拉杆与定距管 (14)2.6.1 拉杆的结构形式 (14)2.6。
2 拉杆的直径、数量及布置 (14)2。
6.3 定距管 (15)2。
7防冲板 (15)2。
7。
1防冲板选型 (15)2.7.2防冲板尺寸 (16)2.8 折流板 (16)2.8。
1 折流板的型式和尺寸 (16)2。
8.2 折流板的布置 (17)2。
8。
3 折流板重量计算 (17)3。
强度计算 (18)3。
1壳体和管箱厚度计算 (18)3.1。
1 壳体、管箱和换热管材料的选择 (18)3。
1.2 圆筒壳体厚度的计算 (19)3.1.3 管箱厚度计算 (19)3。
2 开孔补强计算 (20)3。
2.1 壳体上开孔补强计算 (21)3.3 水压试验 (21)3。
4支座 (22)3。
4.1支反力计算如下： (22)3。
4.2 鞍座的型号及尺寸 (23)4焊接工艺设计 (24)4.1.壳体与焊接 (24)4。
1 .1壳体焊接顺序 (24)4。
1。
2 壳体的纵环焊缝 (25)4。
2 换热管与管板的焊接 (25)4.2.1 焊接工艺 (25)4.2.2 法兰与短节的焊接 (26)4。
年处理量6万吨的乙苯冷却器的设计方案1.1换热器分类换热器的类型按传热方式的不同可分为：混合式、蓄热式和间壁式。
其中间壁式换热器应用最广泛，如表2-1所示。
1. 管壳式换热器管壳式换热器又称列管式换热器，是一种通用的标准换热设备，它具有结构简单，坚固耐用，造价低廉，用材广泛，清洗方便，适应性强等优点，应用最为广泛。
管壳式换热器根据结构特点分为以下几种：（1）固定管板式换热器固定管板式换热器两端的管板与壳体连在一起，这类换热器结构简单，价格低廉，但管外清洗困难，宜处理两流体温差小于50 C且壳方流体较清洁及不易结垢的物料。
带有膨胀节的固定管板式换热器，其膨胀节的弹性变形可减小温差应力，这种补偿方法适用于两流体温差小于70 °C且壳方流体压强不高于600Kpa的情况。
（2）浮头式换热器浮头式换热器的管板有一个不与外壳连接，该端被称为浮头，管束连同浮头可以自由伸缩，而与外壳的膨胀无关。
浮头式换热器的管束可以拉出，便于清洗和检修，适用于两流体温差较大的各种物料的换热，应用极为普遍，但结构复杂，造价高。
（3）填料涵式换热器填料涵式换热器管束一端可以自由膨胀，与浮头式换热器相比，结构简单，造价低，但壳程流体有外漏的可能性，因此壳程不能处理易燃，易爆的流体。
2. 蛇管式换热器蛇管式换热器是管式换热器中结构最简单，操作最方便的一种换热设备，通常按照换热方式不同，将蛇管式换热器分为沉浸式和喷淋式两类。
3. 套管式换热器套管式换热器是由两种不同直径的直管套在一起组成同心套管，其内管用U 型时管顺次连接，外管与外管互相连接而成，其优点是结构简单，能耐高压，传热面积可根据需要增减，适当地选择管内、外径，可使流体的流速增大，两种流体呈逆流流动，有利于传热。
此换热器适用于高温，高压及小流量流体间的换热。
1.2 换热器材质的选择在进行换热器设计时，换热器各种零、部件的材料，应根据设备的操作压力、操作温度。
流体的腐蚀性能以及对材料的制造工艺性能等的要求来选取。
换热器课程设计说明书专业名称：核工程与核技术姓名：***班级：***学号：***指导教师：***哈尔滨工程大学核科学与技术学院2017 年 1 月 13 日目录1 设计题目……………………………………………………………………………1.1 设计题目………………………………………………………………………1.2 团队成员………………………………………………………………………1.3 设计题目的确定过程…………………………………………………………2 设计过程……………………………………………………………………………3 热力计算……………………………………………………………………………4 水力计算……………………………………………………………………………5 分析与总结…………………………………………………………………………5.1 可行性评价和方案优选………………………………………………………5.2 技术分析………………………………………………………………………5.3 总结与体会……………………………………………………………………参考文献………………………………………………………………………………附录计算程序………………………………………………………………………1.1、设计题目设计一台管壳式换热器，把 18000 kg/h 的热水由温度 t 1 ’冷却至 t 1 ”，冷却水入口温度 t 2 ’，出口温度 t 2 ”，设热水和冷却水的运行压力均为低压。
初始参数：热水的运行压力：0.2MPa (绝对压力)冷却水运行压力：0.16MPa(绝对压力)热水入口温度 t 1 ’： 80℃；热水出口温度 t 1 ”： 50℃；冷却水入口温度 t 2 ’： 20℃；冷却水出口温度 t 2 ”： 45℃；1.3设计题目的确定过程首先，我们小组集中讨论了本次课程设计内容，即换热器设计的内容和具体细节上的要求，然后在组内达成了共识——求同存异。
板式换热器设计计算条件一、设计题目板式换热器-油处理能力9000公斤/小时（二）设计任务及操作条件1、处理能力见下表2、设备型式板式换热器3、操作条件（1）油：入口温度70℃，出口温度40℃（2）冷却介质：冷却塔循环水，入口温度20℃。
（3）油侧与水侧允许压强降：不大于105 Pa（4）油定性温度下的物性参数：ρ（kg/m3）C p (kJ/㎏.℃) μ（Pa.s）λ(W/m.℃)名称油850 1.8 3.2×10-40.12前言1.板式换热器简介本成套设备由板式换热器、平衡槽、离心式卫生泵、热水装置（包括蒸汽管路、热水喷入器）、支架以及仪表箱等组成。
用于牛奶或其它热敏感性液体之杀菌冷却。
欲处理的物料先进入平衡槽，经离心式卫生泵送入换热器、经过预热、杀菌、保温、冷却各段，凡未达到杀菌温度的物料，由仪表控制气动回流阀换向、再回到平衡槽重新处理。
物料杀菌温度由仪表控制箱进行自动控制和连续记录，以便对杀菌过程进行监视和检查。
此设备适用于对牛奶预杀菌、巴式杀菌。
板式换热器的型式主要有框架式（可拆卸式）和钎焊式两大类，板片形式主要有人字形波纹板、水平平直波纹板和瘤形板片三种。
1.1板式换热器的基本结构板式换热器主要由框架和板片两大部分组成。
板片由各种材料的制成的薄板用各种不同形式的磨具压成形状各异的波纹，并在板片的四个角上开有角孔，用于介质的流道。
板片的周边及角孔处用橡胶垫片加以密封。
框架由固定压紧板、活动压紧板、上下导杆和夹紧螺栓等构成。
板式换热器是将板片以叠加的形式装在固定压紧板、活动压紧板中间，然后用夹紧螺栓夹紧而成。
1.2板式换热器的特点（板式换热器与管壳式换热器比较）优点1.传热系数高由于不同的波纹板相互倒置，构成复杂的流道，使流体在波纹板间流道内呈旋转三维流动，能在较低的雷诺数（一般Re=50~200）下产生紊流，所以传热系数高，一般认为是管壳式的3~5倍。
2.对数平均温差大，末端温差小在管壳式换热器中，两种流体分别在管程和壳程内流动，总体上是错流流动，对数平均温差修正系数小，而板式换热器多是并流或逆流流动方式，其修正系数也通常在0.95左右，此外，冷、热流体在板式换热器内的流动平行于换热面、无旁流，因此使得板式换热器的末端温差小，对水换热可低于1℃，而管壳式换热器一般为5℃.3.占地面积小板式换热器结构紧凑，单位体积内的换热面积为管壳式的2~5倍，也不像管壳式那样要预留抽出管束的检修场所，因此实现同样的换热量，板式换热器占地面积约为管壳式换热器的1/5~1/8。
课程设计任务1.设计题目：列管式换热器的设计设计目的：通过对列管式换热器的设计，达到让学生了解该换热器的结构特点，并能根据工艺要求选择适当的类型，同时还能根据传热的基本原理，选择流程，确定换热器的基本尺寸，计算传热面积以及计算流体阻力。
2.设计任务：某炼油厂用柴油将原油预热。
柴油和原油的有关参数如下表，两侧的污垢热阻均可取1.72X 10-4m2• KW，换热器热损失忽略不计，管程的绝对粗糙度& =0.1mm，要求两侧的阻力损失均不超过0.2X 105Pa。
试设计一台适当的列管式换热器。
(y：学号后2位数字)(1)生产能力和载热体用量：原油42000 + 150*1 (2) *y kg' X Nt=44 X 4=176A 实际=L X ( n X dO) X n' = 26 X ( n X 0.025) X 44=89.804 ( m2)3、选择换热器壳体尺寸选择换热管为三角形排列，换热管的中心距t=32mm。
n c=1.1、n =1.1 176 =14.6 15最外层换热管中心线距壳体内壁距离：b'=(1 ——1.5)d0壳体内径：32(15-1)+2*1.3*25=513圆整后，换热器壳体圆筒内径为D=550mm，壳体厚度选择8mm。
长度定为5996mm 。
壳体的标记：筒体DN550 S =8 L=5910。
筒体材料选择为Q235-A，单位长度的筒体重110kgm,壳体总重为110*(5.910-0.156)= 632.94kg 。
(波形膨胀节的轴向长度为0.156m )4、确定折流挡板形状和尺寸选择折流挡板为有弓形缺口的圆形板，直径为540mm,厚度为6mm。
缺口弓形高度为圆形板直径的约14，本设计圆整为120mm。
折流挡板上换热管孔直径为25.6mm ，流挡板上的总开孔面积=147.5*514.7185+4*216.4243=76786.6760mm2 。
列管式换热器的设计一、设计任务拟用250Kpa 的饱和水蒸气将常压下15℃的苯加热到78℃，苯的质量流量为40吨／小时，试设计一列管式换热器。
（已知仓库中现有Φ25×2.5mm ，长6m 的碳钢钢管）二、设计步骤（一）、确定苯（下标2表示）的定性温度，苯及水蒸汽的物性数据1、苯的定性温度和物性数据进口温度 t 1＝15℃ ， 出口温度 t 2＝78℃定性温度 15782m +t ==46.5℃ 物性数据 ρ２＝884.0 kg/m 3 ――――（15℃的数值，基础化工P335） C P2＝1.6905 kJ/kg·Kμ2＝7.1×10-4 N·S/m 2421.28110kW /m λ-==⨯2、水蒸汽（下标1表示）的物性数据定性温度 蒸汽压力250Kpa 下的沸点为Ts ＝127.4℃物性数据 ρ１＝1391.5 kg/m 3γ１＝2536.8 kJ/kg同温度下的水的物性ρ＝937.0 kg/m 3λ＝0.6837 W/m·℃μ=21.76×10-5 Pa·S(二)、换热器的类型及流体走向根据已知条件，拟采用固定板式换热器。
１、此类换热器结构简单紧凑，造价低廉。
２、饱和水蒸气的α值与流速关系较小，而且水蒸汽较清洁走壳程，有利于排出冷凝液，故水蒸汽走壳层，苯走管程。
３、水蒸汽走壳层，同时流体压力不大，壳壁、管壁温差较小（水蒸汽的α值很大使壳管温度比较接近），不需要进行热补偿，故选用卧式固定板式换热器，因水蒸汽给热系数较大，不需要加折流挡板。
（三）、工艺计算１、热负荷即传热速率Q （单位时间内传递的热量）()()42221410 1.690578151183.353600S P Q m c t t ⨯⨯⨯-=-==kW 2、平均温度差m t ∆由于水蒸汽侧的温度不变，因此可以把两流体的平均温度差看作是逆流来计算1127.415112.4t ∆=-=℃1127.47849.4t ∆=-=℃1212112.449.476.63112.4ln ln 49.4m t t t t t ∆-∆-∆===∆∆℃ 3、初选K 值，并估算传热面积A 初根据条件K 值的选择范围在580～1160 W/m 2·℃故K 初＝630 W/m 2·℃1183350'63076.63m Q A K t =∆⨯初＝＝24.51m 2 选用安全系数Φ＝1.15～1.25A 初＝ΦA ’＝1.15×24.51＝28.19 m 2（四）、换热器尺寸的初步确定1、确定管程结构尺寸（1）管子规格库存Φ25×2.5mm ，L ＝3.0m 的光滑碳钢钢管取管内苯的流速为u ’2=0.65 m/s ——苯系易燃易爆物，一般流速低于1 m/s（2）初步设计总管数28.19'1203.14160.0253A n dL π===⨯⨯初 圆整为120根n ”=127根———三角排列管数，3a 2+3a+1，此处a ＝6；（3）校核流速、确定管程222400003600'0.3341200.7858840.02'4s i m u n d πρ===⨯⨯⨯⋅⋅m/s 管程0.65 1.946'0.334u m u ===，取2管程 （4）管间距及排列方式管间距t ＝（1.25~1.3）d 0，取t ＝1.3d 0＝1.3×0.025＝0.0325m采用紧凑的三角型排列，层数a ＝6，弓形不排管，共127根管子（N T ＝127）最外层六角形对角线上管数 N Tb ＝2a+1＝13根采用胀管法排列（因流体压力不变，胀管法制造方便）2、壳程设计数据壳体内径 D ＝t （N Tb －1）+ 2 b ’t －管间距N Tb －最外层六角形对角线上管数b ’ －六角形最外层管中心到壳体内壁距离，一般取b ’＝（1～1.5）d 0此处取b ’＝ 1.5d 0＝1.5×0.025＝0.0325m故 D ＝t （N Tb －1）+ 2 b ’＝0.0325×（13－1）＋2×0.0325＝0.46m壳体内径标准圆整到Φ600×10mm ，内径D ＝580mm中心拉杆n 3＝8根 直径Φ12mm ————基础化学工程双管程隔板少排N Tb ＝13根，共少排13＋8＝21根管子实际管数n ＝N T －N Tb －n 3＝127－21＝106根，每程53根排列管实际流速 22204000036000.7553530.7858840.0224s m u n d πρ===⨯⨯⨯⋅⋅ m/s 与初假设苯的流速u ’2=0.65m/s 相近，可行。
换热器设计计算范例设计计算范例：换热器设计一、背景在化工、冶金、石油、食品及制药等工业领域中，换热器被广泛应用于热交换过程中。
换热器的设计与选择对于整个工艺系统的能量效率和运行成本起着重要作用。
本文以一个化工厂的换热器设计为例，计算设计一个适合的换热器。
二、设计需求化工厂中需要进行一个液体-液体的热交换过程。
液体A流体的进口温度为60°C，出口温度为30°C，流量为10m3/h；液体B流体的进口温度为100°C，出口温度为50°C，流量为8m3/h。
需要设计一个换热器来满足热交换的需求。
三、设计计算方法1.热负荷计算首先，我们需要计算换热器所需的热负荷。
热负荷可以通过以下公式计算：Q=m*Cp*ΔT其中，Q是热负荷，m是流体的质量流率，Cp是流体的比热容，ΔT 是入口温度与出口温度之差。
对于流体A，热负荷为：Q_A=10*Cp_A*(60-30)对于流体B，热负荷为：Q_B=8*Cp_B*(100-50)2.选择换热器类型根据热负荷的计算结果，我们可以选择合适的换热器类型。
常见的换热器类型有壳管式换热器、板式换热器和管束式换热器等。
考虑到本例中的液体-液体热交换过程，我们选择壳管式换热器。
壳管式换热器能够适应不同的工况，具有良好的传热效果和可靠性。
3.换热面积计算换热面积是换热器设计的重要参数。
换热面积可以通过以下公式计算：A = Q / (U * ΔTlm)其中，A是换热面积，Q是热负荷，U是换热系数，ΔTlm是对数平均温差。
对于壳管式换热器，ΔTlm的计算公式为：ΔTlm = (ΔT1 - ΔT2) / ln(ΔT1 / ΔT2)其中，ΔT1是进口温度差，ΔT2是出口温度差。
根据实际情况，我们假设换热器的换热系数为500W/(m2·°C)。
根据具体数据进行计算，我们得到：ΔT_A=60-30=30°CΔT_B=100-50=50°CΔTlm = (30 - 50) / ln(30 / 50) ≈ -28.3°CA_A = Q_A / (U * ΔTlm)A_B = Q_B / (U * ΔTlm)4.换热器尺寸设计根据换热面积的计算结果，我们可以进一步确定换热器的尺寸。
软件批准号：CSBTS/TC40/SC5—D01—1999DATA SHEET OF PROCESS EQUIPMENT DESIGN工程名 ： 2万吨/年甲醇烷基化制芳烃工业化试验装置PROJECT图 号: bysj —01 DWG NO.设计单位：DESIGNERU 形管式换热器筒体计算结果计算单位宁夏宝塔石化集团设计院(有限公司） 计算条件筒体简图计算压力 P c 0.60MPa 设计温度 t 150.00C 内径D i 500。
00mm 材料Q245R （ 板材 ）试验温度许用应力 148.00MPa 设计温度许用应力 140。
00MPa 试验温度下屈服点 s 245。
00MPa 钢板负偏差 C 1 0。
30mm 腐蚀裕量 C 23。
00mm 焊接接头系数0。
85厚度及重量计算 计算厚度 =P D P c i t c2[]σφ- = 1。
26mm 有效厚度 e=n - C 1- C 2= 6.70 mm 名义厚度n = 10。
00mm 重量377。
31Kg压力试验时应力校核 压力试验类型 液压试验试验压力值 P T = 1。
25P [][]σσt= 0。
7929 (或由用户输入） MPa压力试验允许通过 的应力水平 TT0.90 s =220.50MPa试验压力下 圆筒的应力 T =p D T i e e .().+δδφ2 = 35。
27MPa 校核条件TT校核结果合格压力及应力计算最大允许工作压力 [P w ］= 2δσφδe t i e []()D += 3。
14703MPa 设计温度下计算应力t =P D c i e e()+δδ2= 22。
69 MPa t119.00MPa校核条件 t≥t结论合格前端管箱筒体计算结果计算单位宁夏宝塔石化集团设计院（有限公司） 计算条件筒体简图计算压力 P c 0。
60MPa 设计温度 t 280.00C 内径D i 500.00mm 材料Q245R （ 板材 ）试验温度许用应力 148。
列管式换热器的设计一、设计任务拟用200Kpa 的饱和水蒸气将常压下20℃的苯加热到80℃，苯的质量流量为40吨／小时，试设计一列管式换热器。
（已知仓库中现有Φ25×2.5mm ，长6m 的碳钢钢管）二、设计步骤（一）、确定苯（下标2表示）的定性温度，苯及水蒸汽的物性数据1、苯的定性温度和物性数据进口温度 t 1＝20℃ ， 出口温度 t 2＝80℃定性温度 5028020=+=m t ℃ 物性数据 ρ２＝879 kg/m 3 ――――（20℃的数值，基础化工P335） C P2＝1.813 kJ/kg·Kμ2＝4.4×10-4 N·S/m 2λ2=3600187.410122⨯⨯-=1.384×10-4 kW/m·K 2、水蒸汽（下标1表示）的物性数据定性温度 蒸汽压力200Kpa 下的沸点为Ts ＝119.6℃物性数据 ρ１＝1.1273 kg/m 3γ１＝2206.4 kJ/kg同温度下的水的物性ρ＝943.1 kg/m 3λ＝0.6856 W/m·℃μ=23.73×10-5 Pa·S(二)、换热器的类型及流体走向根据已知条件，拟采用固定板式换热器。
１、此类换热器结构简单紧凑，造价低廉。
２、饱和水蒸气的α值与流速关系较小，而且水蒸汽较清洁走壳程，有利于排出冷凝液，故水蒸汽走壳层，苯走管程。
３、水蒸汽走壳层，同时流体压力不大，壳壁、管壁温差较小（水蒸汽的α值很大使壳管温度比较接近），不需要进行热补偿，故选用卧式固定板式换热器，因水蒸汽给热系数较大，不需要加折流挡板。
（三）、工艺计算１、热负荷即传热速率Q （单位时间内传递的热量）()()667.120836002080813.110441222=-⨯⨯⨯=-=t t c m Q P S kW 2、平均温度差m t ∆由于水蒸汽侧的温度不变，因此可以把两流体的平均温度差看作是逆流来计算 6.99206.1191=-=∆t ℃6.39806.1191=-=∆t ℃05.656.39ln 6.396.99ln 2121=-=∆∆-∆=∆t t t t m ℃ 3、初选K 值，并估算传热面积A 初根据条件K 值的选择范围在580～1160 W/m 2·℃故K 初＝630 W/m 2·℃49.2905.656301208667'＝＝初⨯∆=m t K Q A m 2 选用安全系数Φ＝1.15～1.25A 初＝ΦA ’＝1.15×29.49＝33.91 m 2（四）、换热器尺寸的初步确定1、确定管程结构尺寸（1）管子规格库存Φ25×2.5mm ，L ＝3.0m 的光滑碳钢钢管取管内苯的流速为u ’2=0.55 m/s ——苯系易燃易爆物，一般流速低于1 m/s（2）初步设计总管数1443025.01416.391.33'=⨯⨯==dL A n π初 圆整为144根 n ”=169根———三角排列管数，3a 2+3a+1，此处a ＝7；（3）校核流速、确定管程279.002.0879785.01443600400004''222=⨯⨯⨯=⋅⋅=ρπi s d n m u m/s 管程 967.1279.055.0'===u u m ，取2管程 （4）管间距及排列方式管间距t ＝（1.25~1.3）d 0，取t ＝1.3d 0＝1.3×0.025＝0.0325m采用紧凑的三角型排列，层数a ＝7，弓形不排管，共169根管子（N T ＝169）最外层六角形对角线上管数 N Tb ＝2a+1＝15根采用胀管法排列（因流体压力不变，胀管法制造方便）2、壳程设计数据壳体内径 D ＝t （N Tb －1）+ 2 b ’t －管间距N Tb －最外层六角形对角线上管数b ’ －六角形最外层管中心到壳体内壁距离，一般取b ’＝（1～1.5）d 0此处取b ’＝ 1.5d 0＝1.5×0.025＝0.0325m故 D ＝t （N Tb －1）+ 2 b ’＝0.0325×（15－1）＋2×0.0325＝0.53m壳体内径标准圆整到Φ600×10mm ，内径D ＝580mm中心拉杆n 3＝8根 直径Φ12mm ————基础化学工程双管程隔板少排N Tb ＝15根，共少排15＋8＝23根管子实际管数n ＝N T －N Tb －n 3＝169－23＝146根，每程73根排列管实际流速 5514.002.0879785.073360040000422202=⨯⨯⨯=⋅⋅=ρπd n m u s m/s与初假设苯的流速u ’2=0.55m/s 相近，可行。
3、换热器长径比56.00.3==D L 符合要求（6~4=DL ） （五）、校核计算1、校核总传热系数K 值（1）管内对流传热系数α24.08.02Pr Re 023.0⋅⋅=dλα 9.2203010448795514.002.0Re 5=⨯⨯⨯==-μρdu 8.51384.0100044.010813.1Pr 3=⨯⨯⨯==λμP C 6.9588.59.2203002.01384.0023.04.08.02=⨯⨯⨯=α W/m 2·℃ （2）管外对流传热系数α125.0032321725.0⎥⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎢⎣⎡∆⋅⋅=t d n g r μλρα式中：n 为水平管束垂直列上的管数，n ＝7； 假设管外壁温T W ＝116.6℃，则6.1166.119-=-=∆W S T T t ＝3℃127373025.073.237106856.081.91.9434.2206725.025.0328321=⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎣⎡⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯=α W/m 2·℃ （3）污垢热阻及管壁热阻苯侧污垢热阻R S2＝1.76×10-4 m 2·℃/ W水蒸汽侧污垢热阻可以忽略不计，因为属于蒸汽冷凝方式，污垢热阻相对比较小 碳钢钢管的导热系数λ＝45 W/m 2·℃（4）校核K 值以外表面计算：121122111αλα+++=d d R d bd d d K S m＝1273712025000176.05.2245250025.0206.95825+⨯+⨯⨯+⨯ ＝0.00162 m 2·℃/ WK=616.5 W/m 2·℃与原假设值K 初＝630 W/m 2·℃接近(<5%)，可行。
2、校核壁温T W()W T T A Q -=1α1463025.01245212086676.1191⨯⨯⨯⨯-=-=παA Q T T W ＝116.77℃ 与与原假设值T W ＝116.6℃接近，可行。
3、校核传热面积A由于水蒸汽侧的冷凝温度Ts 不变，因此本一壳程双管程换热器内的两流体平均温度差与逆流传热的平均温度差相等。
Δt m ＝65.05℃t 2 t 10 2L L t 2实际所需面积05.655.6161208667'⨯=∆⋅=m t K Q A ＝30.138m 2 实际提供面积1463025.01416.30⨯⨯⨯==Ln d A π＝34.383 m 2余度 ％％＝08.14100138.30138.330383.34⨯-<20% 符合要求 （六）、进出口管径1、 苯进出口取进口流速u 0＝1m/s进口直径114.387936004000044⨯⨯⨯⨯==u V d π=0.127m/s 选用无缝热轧钢管（YB231-64）Φ132×4mm ，长200mm 。
2、水蒸汽进口管径（壳体） 蒸汽用量()03.01+⨯=rQ G —————（富裕量3％） ＝03.14.2206667.1208⨯＝0.564 kg/s 蒸汽体积流量V ＝G ν＝0.564×0.903＝0.510 m 3/s取蒸汽流速u ’＝20 m/s20510.04'41⨯⨯==ππu V D ＝0.180m ＝180mm 选用无缝热轧钢管（YB231-64）Φ194×6mm ，长200mm 。
3、冷凝水排出口 选用水煤气管"211 即Φ42.25×3.25mm ，长100mm 。
（七）、校核流体压力降1、管程总压力降t P ∆ ()p s t r i t N N F P P P ⨯⨯⨯∆+∆=∆每程直管压力降 22ρλu d l P i i =∆ 每程局部阻力引起的压降 3222ρρξu u P r ≈∑=∆d —— 管内径; l —— 管长t F —— 管程结垢校正系数，正三角形为1.5，正方形为1.4s N —— 壳程数，s N ＝1；p N —— 一壳程的管程数，p N ＝2；取ε＝0.2mm ，01.0202.0==d ε 9.2203010448795514.002.0Re 5=⨯⨯⨯==-μρdu查图（化工原理上册P43图1－28）可知λ＝0.0422276.80128795514.002.0304.02m N u d l P i i =⨯⨯⨯==∆ρλ 22288.40028795514.0323m N u P r =⨯⨯==∆ρ ()p s t r i t N N F P P P ⨯⨯⨯∆+∆=∆＝（801.76＋400.88）×1.5×1×2＝3607.9N/m 2 ＝ 3607.9Pa<3.0×104Pa故符合要求2、 壳程压力降壳程是饱和水蒸汽冷凝，不必校核其压力降。
（八）、换热器尺寸及附属部件1、 管间距： t ＝32.5mm2、 壳体直径：Φ600×10mm ，内径D ＝580mm3、 壳体材料：采用碳素钢材料A 3F ，钢板卷焊4、 管子尺寸：Φ25×2.5mm ，L ＝3.0m ，n ＝146根，双管程5、 布管图 见图纸2－2。
6、 管板：（1）管板材料：选用碳素钢A 4。
（2）管子在管板上的固定方法：焊接（3）管板尺寸： Pg ＝16kgf/cm 2（4）管板与分程隔板的连接:采用单层隔板，隔板材料与封头材料一致，厚度s ＝10mm 。
（5）管板与壳体的连接：采用法兰连接，拆开顶板可检修或清理管内污垢，法兰尺寸见图4－63及表4－27。
7、 封头与管箱封头与管箱位于壳体的两端。
（1）封头的选择：选用椭圆形封头，Dg600×10mm GB1154－73（2）封头尺寸：曲面高度150mm，直边高度40mm。
管程接口管与封头为焊接，封头与壳体为法兰连接，法兰尺寸与上同。
