列管式换热器设计说明书。
设计者： 班级：环境工程092
姓名。学号 ： ##
日期 ：2024年6月24日。
指导教师。目录。
一、方案简介3
2、方案设计4
1、确定设计方案4
2、确定物性数据4
3、计算总传热系数4
4、计算传热面积5
5、工艺结构尺寸5
6、换热器核算7
3、设计结果一览表10
4、对设计的评述11
5、附图（主体设备设计条件图）（详情参见图纸。
6、参考文献12
7、主要符号说明12
附图。一、方案简介。
本设计任务是利用冷流体（水）给硝基苯降温。利用热传递过程中对流传热原则，制成换热器，以供生产需要。下图（图1）是工业生产中用到的列管式换热器。
选择换热器时，要遵循经济，传热效果优，方便清洗，复合实际需要等原则。换热器分为几大类：夹套式换热器，沉浸式蛇管换热器，喷淋式换热器，套管式换热器，螺旋板式换热器，板翅式换热器，热管式换热器，列管式换热器等。
不同的换热器适用于不同的场合。而列管式换热器在生产中被广泛利用。它的结构简单、坚固、制造较容易、处理能力大、适应性大、操作弹性较大。
尤其在高压、高温和大型装置中使用更为普遍。所以首选列管式换热器作为设计基础。
设计任务要求：将硝基苯液体从130℃冷却到35℃。处理能力为16×105吨/年。
冷却介质采用水，入口温度28℃。要求换热器的管程和壳程的压降不大于100kpa。试设计能完成上述任务的列管式换热器。
（每年按365天，每天24小时连续运行）
1．确定设计方案
1）选择换热器的类型。
两流体温度变化情况：
热流体（硝基苯）进口温度135℃，出口温度35℃冷流体。
冷流体（冷却水）进口温度28℃，假设值出口温度38℃。
从两流体温差为t-t=49.5℃（<50℃），因此初步确定选用固定管板式换热器。
2）流动空间及流速的确定
由于硝基苯的粘度比水的大，因此冷却水走管程，硝基苯走壳程。同时，在此选择逆流。选用ф25×2.5的碳钢管，管内流速假设选取ui=0.79m/ｓ。
2、确定物性数据
定性温度：可取流体进口温度的平均值。
壳程硝基苯的定性温度为：
管程流体的定性温度为：
根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。
冷却水在20℃与40℃时ρ定压比热容cp、导热系数λ、黏度μ分别为：
20℃：998.2kg/m3 4174kj/(kg·℃)61.8w/(m·℃)0.001004pa·s
40℃：992.2kg/m3 4.174kj/(kg·℃)0.635w/(m·℃)0.000653pa·s
冷却水在33℃下的物性数据：
密度 ρo=ρ20℃ -33-20)（ρ20℃ -40℃）/40-20）=94.65kg/m3
定压比热容 cpo= cp 20℃ -33-20)（cp 20℃ -cp 40℃）/40-20）= 4.174 kj/(kg·℃)
导热系数 λo=λ20℃-(33-20)（λ20℃ -40℃）/40-20）= 0.6231 w/(m·℃)
黏度o=20μ℃-33-20)（20μ℃ 40℃）/40-20）=0.000757 pa·s
查物性手册德硝基苯在℃时相关数，据根插值法可得硝基苯在82.5℃下的有关物性数据如下：
密度 ρi=1141.5 kg/m39
定压比热容 cpi=1.710kj/(kg·℃)
导热系数 λi=0.125 w/(m·℃)
黏度 μi=0.00075 pa·s
3．计算总传热系数
1）热流量
硝基苯质量流量：wo=16×105×1000÷365÷24÷3600≈5.074kg/s
热负荷：qo=wocpoδto=61.73×1710×(130-35)= 694063.93w
2）逆流平均传热温差
3）冷却水用量
/s4）初步计算总传热系数k
管程传热系数
管程雷诺数20760.2
壳程传热系数
假设壳程的传热系数αo=533w/(m2·℃)
污垢热阻rsi=0.000176 m2·℃/w , rso=0.000172 m2·℃/w
由查表并换算得82.5℃管壁的导热系数：λ=42w/(m·℃)
初算总传热系数：
4、估算传热面积
考虑 15％的面积裕度s=1.15×s''=55.35×19.24=63.65m2
5、工艺结构尺寸
1）管径和管内流速及管长
选用ф25×2.5传热管(碳钢)，取管内流速ui=0.79m/s，选用管长为6m
2）管程数和传热管数
依据传热管内径和流速确定dan程传热管数
按单程管计算其流速为。
l=s/3.14du=63.653/3.14/0.02/0.79=11.924m
该换热器管程数为。
管程)传热管总根数 n1=68×2=136 (根)
弓形部分管子数24，拉杆数4
实际总管数为n=n1+24-4=156
3）平均传热温差校正及壳程数
平均传热温差校正系数
按单壳程，双管程结构，温差校正系数应查有关图表。可得。
平均传热温差。
4）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排列，隔板两侧采用正方形排列。取管心距t=1.25 d0，则
t=1.25×25=31.25≈32(mm)
横过管束中心线的管数。
5）壳体内径
采用多管程结构，取管板利用率η＝0.7，则壳体内径为
圆整可取d＝600mm
6）折流板
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＝150mm，故可取h＝150 mm。
取折流板间距b＝0.3d，则b＝0.3×600＝180mm，可取b为200mm。
折流板数 nb=传热管长/折流板间距-1=6000/200-1=29(块)
折流板圆缺面水平装配。
7）接管 壳程流体进出口接管：取接管内硝基苯流速为 u＝1..0 m/s（假设值），则接管内径为
取标准管径为 mm× mm。
管程流体进出口接管：取接管内冷却水流速 u＝1.5 m/s（假设值），则接管内径为
取ф mm× mm无缝钢管。
6．换热器核算
1）热量核算
壳程对流传热系数对圆缺形折流板，可采用凯恩公式
当量直径，由正三角形排列得
壳程流通截面积
壳程流体流速及其雷诺数分别为
粘度校正。管程对流传热系数
管程流通截面积。
管程流体流速
普兰特准数。
传热系数k总传热系数偏差值w=k-k1/k=(376.49-375.8)/376.49=0.018%（符合总传热系数偏差2%以内要求）
传热面积s该换热器的实际传热面积sp
该换热器的面积裕度为
符合裕度0~30%的要求)
传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。
2）换热器内流体的压力降
管程流动阻力
δpi=(δp1+δp2)ftnsnp
ns=1, np=2, ft=1.4
由re＝20574.043，传热管相对粗糙度0.01/20＝0.005，查莫狄图得λi＝0.025 w/m·℃，
流速ui＝0.414m/s，ρ＝994 .3kg/m3，所以
管程压力降在允许范围之内。
壳程压力降。
流体流经管束的阻力
流体流过折流板缺口的阻力
壳程压力降也比较适宜。
三、设计结果一览表。
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