2、设计方案的选择
2．1换热器型式的选择
在乙醇精馏过程中塔顶一般采用的换热器为列管式换热器，故初步选定在此次设计中的换热器为列管式换热器。
列管式换热器的型式主要依据换热器管程与壳程流体的温度差来确定。在乙醇精馏的过程中乙醇是在常压饱和温度下冷凝，进口温度为76℃，出口温度为45。冷却介质为水，入口温度为24℃，出口温度为36℃，两流体的温度差不是很大，再根据概述中各种类型的换热器的叙述，综合以上可以选用固定管板式换热器。
2．2流体流速的选择
流体流速的选择涉及到传热系数、流动阻力及换热器结构等方面。增大流速，可加大对流传热系数，减少污垢的形成，使总传热系数增大；但同时使流动阻力加大，动力消耗增多；选择高流速，使管子的数目减小，对一定换热面积，不得不采用较长的管子或增加程数，管子太长不利于清洗，单程变为多程使平均传热温差下降。因此，一般需通过多方面权衡选择适宜的流速。表1至表3列出了常用的流速范围，可供设计时参考。选择流速时，应尽可能避免在层流下流动。
表1 管壳式换热器中常用的流速范围
流体的种类 一般流体 易结垢液体 气体
流速，m/s 管程 0.5 ~3.0 > 1.0 5.0 ~30
壳程 0.2 ~1.5 > 0.5 3.0 ~15
表2 管壳式换热器中不同粘度液体的常用流速
液体粘度，mPa·s > 1500 1500 ~500 500 ~100 100 ~35 35 ~ 1 < 1
最大流速，m/s 0.6 0.75 1.1 1.5 1.8 2.4
表3 管壳式换热器中易燃、易爆液体的安全允许速度
液体名称 乙醚、二硫化碳、苯 甲醇、乙醇、汽油 丙酮
安全允许速度，m/s < 1 < 2 ~3 < 10
由于使用的冷却介质是井水，比较容易结垢，乙醇则不易结垢。水和乙醇的粘度都较小，参考以上三个表格数据可以初步选定管程流速为0.9m/s，壳程流速为7m/s。
2．3流体出口温度的确定
冷却介质水的入口温度24℃，出口温度为36℃，故，可以求得水的定性温度为：Tm=30℃
热流体乙醇在饱和温度下冷凝，故可以确定入口温度和出口温度相同，故乙醇的定性温度Tm=60.5℃。
2．4管程数和壳程数的确定
当换热器的换热面积较大而管子又不能很长时，就得排列较多的管子，为了提高流体在管内的流速，需将管束分程。但是程数过多，导致管程流动阻力加大，动力能耗增大，同时多程会使平均温差下降，设计时应权衡考虑。管壳式换热器系列标准中管程数有 1、2、4、6 四种。采用多程时，通常应使每程的管子数相等。
管程数N按下式计算：
N=u/v
式中 u——管程内流体的适宜流速；
V——管程内流体的实际流速。第二章 工艺设计计算
1确定物性数据
水的定性温度为Tm=(24+36)/2=30℃，乙醇的定性温度为Tm=(76+45)/2=60.5℃
两流体在定性温度下的物性数据
物性
流体
乙醇 60.5 757 0.6942 2.83 0.1774
水 30 996 0.0.8 4.20 0.617
2热负荷及传热面积的确定
1、计算热负荷
冷凝量=3.51Kg/s
热负荷 Q1=r= 3.51×2.83×31=307.93kW
2、计算冷却水用量
换热器损失的热负荷：以总传热量的3%计；
则Q2=q/(1-0.03)=317.46kW
水的流量可由热量衡算求得,即
==317460/4.2(36-24)=9.35kg/s
3、计算有效平均温度差：
逆流温差℃。
4、选取经验传热系数K值
根据管程走循环水，壳程走乙醇，总传热系数K现暂取：
5、估算换热面积
3换热器概略尺寸的确定
管径和管内流速
选用Φ25×2.5mm较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速 u1=0.8m/s。
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
按双程管计算，所需的传热管长度为
按双程管设计，传热管适中，可以用双管程结构。根据本设计实际情况，现取传热管长l=4m，则该换热器的管程数为
传热管总根数 N=38×2=76(根）
3、平均传热温差校正及壳程数
平均温差校正系数有 :
R=2.6 P=0.23
双壳程，双管程结构，查得 ε=0.923
平均传热温差
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，故取双壳程合适。
4、壳体内径
则横过管数中心线管的根数
在计算壳体内径时可用公式：
D=t
b取传热管外径，则：
D=32（10-1）+50=338mm
按卷制壳体的进级档，可取D=350mm
卧式固定管板式换热器的规格如下：
公称直径D…………………………350mm
公称换热面积S……………………23.9m2
管程数……………………………2
管数n………………………………76
管长L………………………………4m
管子直径……………………………
管子排列方式………………………正三角形
5、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20%，则切去的圆缺高度为h=0.20*250=75mm。
取折流板间距B=0.3D，则
B=0.3*250=105mm，可取B=150mm。
折流板数 N=传热管长/折流板间距-1=8000/150-1=26（块）
4面积与总传热系数核算
1、壳程表面传热系数
2、管内表面传热系数
有公式：
管程流体流通截面积
管程流体流速
普朗特数
Pr=5.446
则ai=2.2
3、污垢热阻和管壁热阻
管外侧污垢热阻
所以管内侧污垢热阻
管壁热阻计算，碳钢在该条件下的热导率为50.29w/(m·K)。所以
4、传热系数K
依传热系数公式
5、传热面积裕度
可得所计算传热面积Ap为：
该换热器的实际传热面积为
该换热器的面积裕度为
5.压降校核
1、计算管程压降
（结垢校正系数，管程数，壳程数）
取碳钢的管壁粗糙度为0.1mm，则，而Rei=9700，于是
对的管子有
<Pa
故, 管程压降在允许范围之内。
2、计算壳程压降
按式计算
, ,
流体流经管束的阻力
F=0.5
壳程流体流速及其雷诺数分别为：
取
流体流过折流板缺口的阻力
, B=0.2m , D=0.5m
总阻力
第三章 计算结果一览表
换热器主要结构尺寸和计算结果列表如下：
项目 结果 单位
换热器公称直径D 350
换热器管程数 2 ---
换热器管子总数N 76 根
换热器单管长度L 4 m
换热器管子规格 mm
换热器管子排列方式 正三角形错列 ---
管心距 32 mm
隔板中心到最近管中心距S 22 mm
各程相邻管管心距2S 44 mm
折流板间距B 150 mm
折流板数N 26 块
折流板外径 365 mm
折流板厚度 5 mm
壳体厚度 10 mm
壳程流体进口接管规格 mm
壳程流体出口接管规格 mm
管程流体进出口接管规格 mm
封头厚度 10 mm
封头内径 350 mm
封头曲面高度 100 mm
封头直径高度 20 mm
传热负荷Q 317.46 KW
乙醇流量 3.51 kg/s
循环水流量 9.35 Kg/s
初选总传热系数Ko 450 W/m2.k
初步估算传热面积A 23.9 m
管程流速 0.8 m/s
壳程传热系数o 925.4 W/m2.k
管程传热系数i 2200 W/m2.k
总传热系数K 575.4 W/m2.k
所需传热面积A 20.3 m
实际传热面积A 21.34 m
传热面积裕度H 5.1% ---
管程压降Pt 3200 Pa
壳层压降Ps 5400 Pa
第四章 换热管图（见附图）
第四章 流程图（见附图）
第四章 设计评述
通过分析管壳式换热器壳程传热与阻力性能特点,说明在采用能量系数K/N来评
价强化传热时,应更着眼于提高其换热性能。本设计中：
，
K/N=0.0669
满足要求，性能良好。
本设计通过对面积校核，压降校核，等计算可知均满足要求，且传热效率符合要求，能很好的完成任务。
经济和环境效益评价：生命周期方法是一种针对产品或生产工艺对环境影响进行评价的过程,它通过对能量和物质消耗以及由此造成的废弃物排放进行辨识和量化,来评估能量和物质利用对环境的影响,以寻求对产品或工艺改善的途径。这种评价贯穿于产品生产、工艺活动的整个生命周期,包括原材料的开采和加工、产品制造、运输、销售、产品使用与再利用、维护、再循环及最终处置。设计中使用水作冷却剂，无污染，耗资少，无有害气体产生，整个过程简单，易操作，环境和经济效益良好。
本设计中面积，传热系数，压降等均有比较好的裕度保证，即使生产使用中出现比较大的误差，设备结构也能保证不出现打的安全损伤的事故，具有良好可靠的安全保证。
第五章 个人小结
本次课程设计是理论联系实际的桥梁，是我们学习化工设计基础的初步尝试。通过课程设计，使我们能综合运用本课程和前修课程的基本知识，进行融会贯通的独立思考，在规定的时间内完成了指定的化工设计任务，从而得到了化工程序设计的初步训练。通过课程设计，使我们更加深刻的了解了工程设计的基本内容，掌握化工设计的程序和方法，培养了我们分析和解决工程实际问题的能力。
此外，通过本次课程设计，提高了我们以下方面的能力：
1 熟悉查阅文献资料，搜索有关数据。正确选用公式。
2 准确而迅速地进行过程计算用主要设备的工艺设计计算。
3 用精炼的语言，简洁的文字，清晰的图表来表达自己的设计思想的计算结果。
4 同样也发现了自己的诸多不足之处，对所学知识的熟悉程度不够，浪费了不少的时间。
第六章 参考文献
1．钱颂文主编，《换热器设计手册》，化学工业出版社，2002。
2. 贾绍义，柴诚敬等，《化工原理课程设计》,天津大学出版社,1994.
3．匡国拄，史启才等，《化工单元过程及设备课程设计》,化学工业出版社,2002.
4. 王志魁主编，《化工原理》，化学工业出版社，2004.
5. 陈敏恒，丛德兹等. 化工原理(上、下册)(第二版). 北京：化学工业出版社，2000.
6. 何潮洪等编，《化工原理》，科学出版社，2001年.
其他相关资料等！
下列转载的文章供你参考：列管式换热器的设计和选用（1） 列管式换热器的设计和选用应考虑的问题
◎ 冷、热流体流动通道的选择
具体选择冷、热流体流动通道的选择
在换热器中，哪一种流体流经管程，哪一种流经壳程，下列几点可作为选择的一般原则：
a) 不洁净或易结垢的液体宜在管程，因管内清洗方便。
b) 腐蚀性流体宜在管程，以免管束和壳体同时受到腐蚀。
c) 压力高的流体宜在管内，以免壳体承受压力。
d) 饱和蒸汽宜走壳程，因饱和蒸汽比较清洁，表面传热系数与流速无关，而且冷凝液容易排出。
e) 流量小而粘度大（ ）的流体一般以壳程为宜，因在壳程Re>100即可达到湍流。但这不是绝对的，如流动阻力损失允许，将这类流体通入管内并采用多管程结构，亦可得到较高的表面传热系数。
f) 若两流体温差较大，对于刚性结构的换热器，宜将表面传热系数大的流体通入壳程，以减小热应力。
g) 需要被冷却物料一般选壳程，便于散热。
以上各点常常不可能同时满足，应抓住主要方面，例如首先从流体的压力、防腐蚀及清洗等要求来考虑，然后再从对阻力降低或其他要求予以校核选定。
◎ 流速的选择
常用流速范围流速的选择
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，特别对于含有泥沙等较易沉积颗粒的流体，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。因此选择适宜的流速是十分重要的。根据经验，表4.7.1及表4.7.2列出一些工业上常用的流速范围，以供参考。
表4.7.1 列管换热器内常用的流速范围流体种类流速 m/s管程壳程一般液体
宜结垢液体
气 体0.5～0.3
>1
5～300.2～1.5
>0.5
3～15
表4.7.2 液体在列管换热器中流速（在钢管中）液体粘度 最大流速 m/s>1500
1000～500
500～100
100～53
35～1
>10.6
0.75
1.1
1.5
1.8
2.4◎ 流动方式的选择
流动方式选择流动方式的选择
除逆流和并流之外，在列管式换热器中冷、热流体还可以作各种多管程多壳程的复杂流动。当流量一定时，管程或壳程越多，表面传热系数越大，对传热过程越有利。但是，采用多管程或多壳程必导致流体阻力损失，即输送流体的动力费用增加。因此，在决定换热器的程数时，需权衡传热和流体输送两方面的损失。
当采用多管程或多壳程时，列管式换热器内的流动形式复杂，对数平均值的温差要加以修正，具体修正方法见4.4节。
◎ 换热管规格和排列的选择
具体选择 换热管规格和排列的选择
换热管直径越小，换热器单位体积的传热面积越大。因此，对于洁净的流体管径可取小些。但对于不洁净或易结垢的流体，管径应取得大些，以免堵塞。考虑到制造和维修的方便，加热管的规格不宜过多。目前我国试行的系列标准规定采用 和 两种规格，对一般流体是适应的。此外，还有 ，φ57×2.5的无缝钢管和φ25×2, 的耐酸不锈钢管。
按选定的管径和流速确定管子数目，再根据所需传热面积，求得管子长度。实际所取管长应根据出厂的钢管长度合理截用。我国生产的钢管长度多为6m、9m，故系列标准中管长有1.5，2，3，4.5，6和9m六种，其中以3m和6m更为普遍。同时，管子的长度又应与管径相适应，一般管长与管径之比，即L/D约为4～6。
管子的排列方式有等边三角形和正方形两种（图4.7.11a，图4.7.11b）。与正方形相比，等边三角形排列比较紧凑，管外流体湍动程度高，表面传热系数大。正方形排列虽比较松散，传热效果也较差，但管外清洗方便，对易结垢流体更为适用。如将正方形排列的管束斜转45°安装（图4.7.11c），可在一定程度上提高表面传热系数。
图4.7.11 管子在管板上的排列
◎ 折流挡板
折流挡板间距的具体选择折流挡板
安装折流挡板的目的是为提高管外表面传热系数，为取得良好的效果，挡板的形状和间距必须适当。
对圆缺形挡板而言，弓形缺口的大小对壳程流体的流动情况有重要影响。由图4.7.12可以看出，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。
a.切除过少 b.切除适当 c.切除过多
图4.7.12 挡板切除对流动的影响
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。一般取挡板间距为壳体内径的0.2～1.0倍。我国系列标准中采用的挡板间距为：
固定管板式有100，150，200，300，450，600，700mm七种
浮头式有100，150，200，250，300，350，450（或480），600mm八种。（2）流体通过换热器时阻力的计算
换热器管程及壳程的流动阻力，常常控制在一定允许范围内。若计算结果超过允许值时，则应修改设计参数或重新选择其他规格的换热器。按一般经验，对于液体常控制在104～105Pa范围内，对于气体则以103～104Pa为宜。此外，也可依据操作压力不同而有所差别，参考下表。换热器操作允许压降△P换热器操作压力P(Pa)允许压降△P<105 (绝对压力)
0～105 (表压)
>105 (表压)0.1P
0.5P
>5×104 Pa◎ 管程阻力
管程阻力可按一般摩擦阻力计算式求得。
具体计算公式管程阻力损失
管程阻力损失可按一般摩擦阻力计算式求得。但管程总的阻力 应是各程直管摩擦阻力 、每程回弯阻力 以及进出口阻力 三项之和。而 相比之下常可忽略不计。因此可用下式计算管程总阻力损失 ：
式中 每程直管阻力 ；
每程回弯阻力 ；
Ft－结构校正系数，无因次，对于 的管子，Ft=1.4，对于 的管子Ft=1.5；
Ns－串联的壳程数，指串联的换热器数；
Np－管程数；
由此式可以看出，管程的阻力损失（或压降）正比于管程数Np的三次方，即
∝
对同一换热器，若由单管程改为两管程，阻力损失剧增为原来的8倍，而强制对流传热、湍流条件下的表面传热系数只增为原来的1.74倍；若由单管程改为四管程，阻力损失增为原来的64倍，而表面传热系数只增为原来的3倍。由此可见，在选择换热器管程数目时，应该兼顾传热与流体压降两方面的得失。
◎ 壳程阻力
对于壳程阻力的计算，由于流动状态比较复杂，计算公式较多，计算结果相差较大。
埃索法计算公式壳程阻力损失
对于壳程阻力损失的计算，由于流动状态比较复杂，提出的计算公式较多，所得计算结果相差不少。下面为埃索法计算壳程阻力损失的公式：
式中 -壳程总阻力损失， ；
-流过管束的阻力损失， ；
-流过折流板缺口的阻力损失， ；
Fs-壳程阻力结垢校正系数，对液体可取Fs=1.15，对气体或可凝蒸汽取Fs=1.0；
Ns-壳程数；
又管束阻力损失
折流板缺口阻力损失
式中 -折流板数目；
-横过管束中心的管子数，对于三角形排列的管束， ；对于正方形排列的管束， ， 为每一壳程的管子总数；
B-折流板间距，m；
D-壳程直径，m；
-按壳程流通截面积或按其截面积 计算所得的壳程流速，m/s；
F-管子排列形式对压降的校正系数，对三角形排列F=0.5，对正方形排列F=0.3，对正方形斜转45°，F=04；
-壳程流体摩擦系数，根据 ，由图4.7.13求出（图中t为管子中心距），当 亦可由下式求出：
因 ， 正比于 ，由式4.7.4可知，管束阻力损失 ，基本上正比于 ，即
∝
若挡板间距减小一半， 剧增8倍，而表面传热系数 只增加1.46倍。因此，在选择挡板间距时，亦应兼顾传热与流体压降两方面的得失。同理，壳程数的选择也应如此。
图4.7.13 壳程摩擦系数f0与Re0的关系列管式换热器的设计和选用(续) （3）列管式换热器的设计和选用的计算步骤
设有流量为去qm,h的热流体，需从温度T1冷却至T2，可用的冷却介质入口温度t1，出口温度选定为t2。由此已知条件可算出换热器的热流量Q和逆流操作的平均推动力 。根据传热速率基本方程：
当Q和 已知时，要求取传热面积A必须知K和 则是由传热面积A的大小和换热器结构决定的。可见，在冷、热流体的流量及进、出口温度皆已知的条件下，选用或设计换热器必须通过试差计算，按以下步骤进行。
◎ 初选换热器的规格尺寸
◆ 初步选定换热器的流动方式，保证温差修正系数 大于0.8，否则应改变流动方式，重新计算。
◆ 计算热流量Q及平均传热温差△tm，根据经验估计总传热系数K估，初估传热面积A估。
◆ 选取管程适宜流速，估算管程数，并根据A估的数值，确定换热管直径、长度及排列。 ◎ 计算管、壳程阻力
在选择管程流体与壳程流体以及初步确定了换热器主要尺寸的基础上，就可以计算管、壳程流速和阻力，看是否合理。或者先选定流速以确定管程数NP和折流板间距B再计算压力降是否合理。这时NP与B是可以调整的参数，如仍不能满足要求，可另选壳径再进行计算，直到合理为止。
◎ 核算总传热系数
分别计算管、壳程表面传热系数，确定污垢热阻，求出总传系数K计，并与估算时所取用的传热系数K估进行比较。如果相差较多，应重新估算。
◎ 计算传热面积并求裕度
根据计算的K计值、热流量Q及平均温度差△tm，由总传热速率方程计算传热面积A0，一般应使所选用或设计的实际传热面积AP大于A020%左右为宜。即裕度为20%左右，裕度的计算式为：
换热器的传热强化途径如欲强化现有传热设备，开发新型高效的传热设备，以便在较小的设备上获得更大的生产能力和效益，成为现代工业发展的一个重要问题。
依总传热速率方程：
强化方法：提高 K、A、 均可强化传热。
◎提高传热系数K
热阻主要集中于 较小的一侧，提高 小的一侧有效。
◆ 降低污垢热阻
◆ 提高表面传热系数
提高 的方法：
无相变化传热：
1） 加大流速；
2）人工粗造表面；
3）扰流元件。 有相变化传热：
蒸汽冷凝 ：
1）滴状冷凝，
2）不凝气体排放，
3）气液流向一致 ，
4）合理布置冷凝面，
5）利用表面张力 （沟槽 ，金属丝）液体沸腾：
1）保持核状沸腾，
2） 制造人工表面，增加汽化核心数。
◎ 提高传热推动力
加热蒸汽P ，
◎ 改变传热面积A
关于传热面积A的改变，不以增加换热器台数，改变换热器的尺寸来加大传热面积A，而是通过对传热面的改造，如开槽及加翅片、以不同异形管代替光滑圆管等措施来加大传热面积以强化传热过程。
