副本自制螺旋板式换热器传热计算
板式换热器的换热计算方法
板式换热器的计算方法板式换热器的计算是一个比较复杂的过程，目前比较流行的方法是对数平均温差法和NTU法。
在计算机没有普及的时候，各个厂家大多采用计算参数近似估算和流速-总传热系数曲线估算方法。
目前，越来越多的厂家采用计算机计算，这样，板式换热器的工艺计算变得快捷、方便、准确。
以下简要说明无相变时板式换热器的一般计算方法，该方法是以传热和压降准则关联式为基础的设计计算方法。
以下五个参数在板式换热器的选型计算中是必须的：•总传热量(单位:kW).•一次侧、二次侧的进出口温度•一次侧、二次侧的允许压力降•最高工作温度•最大工作压力如果已知传热介质的流量，比热容以及进出口的温度差，总传热量即可计算得出。
温度T1 = 热侧进口温度T2 = 热侧出口温度t1 = 冷侧进口温度t2= 冷侧出口温度热负荷热流量衡算式反映两流体在换热过程中温度变化的相互关系，在换热器保温良好，无热损失的情况下，对于稳态传热过程，其热流量衡算关系为：（热流体放出的热流量）=（冷流体吸收的热流量）在进行热衡算时，对有、无相变化的传热过程其表达式又有所区别。
（1）无相变化传热过程式中Q----冷流体吸收或热流体放出的热流量，W；m h,m c-----热、冷流体的质量流量，kg/s；C ph,C pc------热、冷流体的比定压热容，kJ/(kg·K)；T1,t1 ------热、冷流体的进口温度，K；T2,t2------热、冷流体的出口温度，K。
（2）有相变化传热过程两物流在换热过程中，其中一侧物流发生相变化，如蒸汽冷凝或液体沸腾，其热流量衡算式为：一侧有相变化两侧物流均发生相变化，如一侧冷凝另一侧沸腾的传热过程式中r,r1,r2--------物流相变热，J/kg；D,D1,D2--------相变物流量，kg/s。
对于过冷或过热物流发生相变时的热流量衡算，则应按以上方法分段进行加和计算。
对数平均温差(LMTD)对数平均温差是换热器传热的动力，对数平均温差的大小直接关系到换热器传热难易程度.在某些特殊情况下无法计算对数平均温差,此时用算术平均温差代替对数平均温差，介质在逆流情况和在并流情况下的对数平均温差的计算方式是不同的。
螺旋管式换热器设计参数计算
介质名称柴油进口温度t1 ℃粘度μ kg/m·h 91.375比热C kcal/kg·℃进口压力P1 MPa 75允许压降△P Kpa 污垢热阻ri kcal/m2·h·℃0.0006141管道绝对粗糙度ε mm介质名称水蒸汽进口蒸汽温度T1 ℃冷凝水粘度μf kg/m·h 0.80129冷凝水密度ρf kg/m3重力加速度g m/h2127000000所需冷凝液量Wf kg/h 材质CT90蛇管外径D0 m 蛇管螺旋间距Pt（1.5-2*D0) m 0.04蛇管根数 N 每根蛇管高度 m 2.8每根蛇管换热面积A m2导热系数Kw kcal/m·h·℃4321505954.590.015333333670.3127174计算所需传热面积A计四、总传热系数（外径基准）总传热系数U五、计算所需传热面积A计传热温差△T2.1德雷为德方程（层流）三、壳程对流传热系数ho（冷凝传热）（Di·Gi/μ）·（Di/DH）1/2=1.3蛇管结构一、工艺参数1.1管程介质1.2壳程介质二、管程对流传热系数hi管内质量流速Gi=4Wt/(πDi 2）=Di/DH=2.2西班方程（湍流）冷凝负荷Γ20出口温度t2 ℃125质量流量Wt kg/h 0.4811446导热系数k kcal/m·h·℃0.106554密度ρ kg/m36000预测的出口压力P2 MPa 69所需传热量Q kcal/h0.4175进口蒸汽压力P3 MPa 0.8出口冷凝水温度T2 ℃940.027冷凝水导热系数kf kcal/m·h·℃0.59048冷凝潜热q kcal/kg 902.8158783污垢热阻r0 kcal/m2·h·℃0.00020470.0318蛇管内径Di m 0.023蛇管螺旋径D H m 1每根蛇管圈数 N070每根蛇管长度L m 32.9546091壳侧容器内径D m 1.7壳侧容器筒体长度H m kg/m2·h 5413.263537412.60382365253.318115kcal/m2·h·℃34.62387087m20.00711834m2·h·℃/kcal 140.482186992.80520067233.7735832251.156885kcal/m2·h·℃2.736906852kg/m·h 雷诺数Re=Di·Gi/μ=Pr=Cμ/k=（Re）crit 20853.24704kcal/m2·h·℃kcal/m2·h·℃λ-1/2）=。
板式换热器计算及公式
Re=W．de / ν
Nu=a1．Rea2．Pra3
(10)求a，K传热面积Ｆ
a=Nu．λ / de
K=1/ 1/ah+1/ac+γc+γc+δ/λ0
F=Q/K．Δtm．β
(11)由传热面积Ｆ求所需板片数ＮＮ
ＮＮ=F/ Fp+2
(12)若N＜NN，做（８）。
(13)求压降Δp
Eu= a4．Rea5
α
对流换热系数
W/ m2℃
f
单通道截面积
m2
ν
运动粘度
m2/s
λ
介质导热系数
W/ m℃
Δp
阻力损失
Mpa
Eu
Eu =Δp/ρ. W2
无量纲
Re
雷诺数Re=W．de /ν
无量纲
de
当量直径
m
Nu
Nu =de．α / γ
无量纲
Pr
普朗特数
λ0
板片导热系数
W/ m℃
t
板厚
m
β
修正系数
h、c
热、冷介质角标
γP
(5)选择板型
若所有的板型选择完，则进行结果分析。
(6)由Ｋ值范围，计算板片数范围Ｎmin，Ｎmax
Ｎmin=Q/Kmax．Δtm．F P．β
Ｎmax=Q/Kmin．Δtm．F P．β
(7)取板片数N（Ｎmin≤Ｎ≤Ｎmax）
若N已达Ｎmax，做（5）。
(8)取N的流程组合形式，若组合形式取完则做（7）。
Δp= Eu．ρ．W2．ф
(14)若Δp＞Δ允，做（８）；
若Δp≤Δ允，记录结果 ，做（８）。
注:1．（1）、（2）、（3）根据已知条件的情况进行计算。
螺旋板换热器计算
原油/热媒油换热器计算
螺旋板板宽H=1m螺旋板圈数n=46.5
换热面积A=80m2螺旋板长度L=40.0m
螺旋中心管直径d=0.4m螺旋体外径D= 1.6m
钢板厚度d=0.004m冷流热流
冷流侧热流侧747000507100kg/h 通道间距b=0.01m通道间距b=0.008m总热负荷16668kW 介质导热系数l=0.2W/(m.o C.)介质导热系数l=0.114W/(m.o C)分流数8
介质粘度m=120mPa.s介质粘度m=0.88mPa.s单台流量9337563387.5
介质流量G=20000kg/h质量流速G=13749kg/h单台负荷2083.5kW
进口温度t1=50o C进口温度t1=120o C
出口温度t2=70o C出口温度t2=80o C
介质密度r=960kg/m3介质密度r=900kg/m3
介质比热Cp= 2.092kJ/(kg.o C)介质比热Cp= 2.3012kJ/(kg.o C)
污垢热阻r1=0.0005(m.o C)/W污垢热阻r2=0.0002(m.o C)/W
流速 V=0.58m/s流速 V=0.53m/s
膜传热系数a1=160.12W/(m2.o C)膜传热系数a1=551.42168W/(m2.o C)
冷流侧压降D P=0.06MPa(范宁)热流侧压降D P=0.03MPa(范宁)
0.05MPa(大连)0.02MPa(大连)232.444444
总传热系数K=114.172W/(m2.o C)平均温差D t=39.2o C
换热器负荷Q=235kW
计算换热面积A=53m2
实际需要换热面积A＝421m2采用四路并联。
板式换热器换热面积的计算
4．压降修正系数ф，单流程ф度=1～，二流程、三流程ф=～，四流程ф=～。
5．a1、a2、a3、a4、a5为常系数。
选型计算各公式符号的意义及单位
符号
意义
单位
符号
意义
单位
Q
热负荷
W
Cp
比热KJ/kg℃
ρ
流体密度
Kg/ m3
Δtm
平均温差
℃
G
体积流量
m3/s
F
传热面积
m2
K
传统系数
无量纲
Pr
普朗特数
λ0
板片导热系数
W/ m℃
t
板厚
m
β
修正系数
h、c
热、冷介质角标
γP
热介质污垢热阻
m2℃/W
γc
冷介质污垢热阻
Δtm=(T1-t2)-(T2-t1)/In(T1-t2)/(T2-t1)或Δtm=(T１-t2)+(T2-t1)/2
(5)选择板型
若所有的板型选择完，则进行结果分析。
(6)由Ｋ值范围，计算板片数范围Ｎmin，Ｎmax
Ｎmin =Q / Kmax．Δtm．F P．β
Ｎmax =Q / Kmin．Δtm．F P．β
W/ m2℃
W
流速
m/s
T1、T2
热介质进出口温度
℃
t1、t2
热介质进出口温度
℃
m
流程数
n
流道数
α
对流换热系数
W/ m2℃
f
单通道截面积
m2
ν
运动粘度
m2/s
λ
介质导热系数
W/ m℃
Δp
板式换热器换热面积计算公式(一)
板式换热器换热面积计算公式(一)板式换热器换热面积计算公式1. 简介板式换热器是常用的换热设备，广泛应用于化工、能源和环保等领域。
在设计和选型过程中，计算换热面积是一个重要的环节。
本文将介绍板式换热器换热面积的计算公式，并通过举例解释说明。
2. 初级换热面积计算公式初级换热面积（A1）是指流体1与换热板之间的换热面积，其计算公式如下：A1 = G1 / (λ1 × ΔT1)其中， - A1：初级换热面积（m^2） - G1：流体1的质量流量（kg/s） - λ1：流体1的平均传热系数（W/(m^2·K)） - ΔT1：流体1的温度差（K）3. 次级换热面积计算公式次级换热面积（A2）是指流体2与换热板之间的换热面积，其计算公式如下：A2 = G2 / (λ2 × ΔT2)其中， - A2：次级换热面积（m^2） - G2：流体2的质量流量（kg/s） - λ2：流体2的平均传热系数（W/(m^2·K)） - ΔT2：流体2的温度差（K）4. 总换热面积计算公式总换热面积（A）是指流体1和流体2在换热板之间的总换热面积，其计算公式如下：A = A1 + A25. 举例说明假设某板式换热器中，流体1的质量流量为10 kg/s，流体1的平均传热系数为500 W/(m^2·K)，流体1的温度差为50 K；流体2的质量流量为8 kg/s，流体2的平均传热系数为600 W/(m^2·K)，流体2的温度差为40 K。
根据上述数据，可以分别计算初级换热面积和次级换热面积：•初级换热面积（A1）的计算：A1 = 10 / (500 × 50) = m^2•次级换热面积（A2）的计算：A2 = 8 / (600 × 40) = m^2最后，根据总换热面积的计算公式，可以得到总换热面积（A）：A = + = m^2因此，该板式换热器的总换热面积为平方米。
板式换热器换热面积的计算
板式换热器选型计算的方法及公式(1)求热负荷 Q： Q=G．ρ．ＣP． tQ—换热量（取冷热流体换热量的均匀值），w;t—流体出入口温差，K。
(2) 求冷热流体出入口温度：t 2=t1+Q /G ．ρ．ＣP(3)冷热流体流量：Ｇ= Q / ．ρＣP ．(t2-t1 )(4)求均匀温度差 tmtm=(T1-t2)-(T2-t1)/In(T1-t2)/(T2或-t1)tm=(T１-t2)+(T2-t1)/2 (5)选择板型若全部的板型选择完，则进行结果剖析。
(6)由Ｋ值范围，计算板片数范围Ｎmin，ＮmaxＮmin = Q / Kmax ．tm．F P．βＮmax = Q / Kmin ．tm．F P．β(7)取板片数 N（Ｎmin≤Ｎ≤Ｎmax）若 N已达Ｎmax，做（5）。
(8)取 N的流程组合形式，若组合形式取完则做（7）。
(9)求 Re，NuRe = W ．de /νNu =a1．Re a2．Pr a3(10)求 a，K传热面积Ｆa = Nu ．λ/ deK= 1 / 1/a a γγδ / λh+1/ c+ c+ c+ 0F= Q /K ．tm．β(11)由传热面积Ｆ求所需板片数ＮＮＮＮ=F/ Fp+ 2(12)若 N＜NN，做（８）。
(13)求压降pEu = a4．Re a5p= Eu ．ρ．W2．ф(14)若 p＞允，做（８）；若 p≤Δ允，记录结果，做（８）。
注: 1．（1）、（2）、（3）依据已知条件的状况进行计算。
2．当 T1-t 2=T2-t 1时采纳tm = (T１-t2)+(T2-t1)/23．修正系数β一般～。
4．压降修正系数ф，单流程ф度 =1～，二流程、三流程ф=～，四流程ф=～。
5．a1、a2、a3、a4、a5为常系数。
选型计算各公式符号的意义及单位符号意义单位符号意义单位Q热负荷W Cp比热 KJ/kg℃ρ流体密度3tm均匀温差℃Kg/ mG体积流量3F传热面积2 m/s mK传统系数2W流速m/s W/ m℃T1、T2热介质出入口温度℃t 1、t 2热介质出入口温度℃m流程数n流道数α对流换热系数2f单通道截面积2 W/ m℃mν运动粘度2λ介质导热系数W/ m℃m/sp阻力损失Mpa Eu Eu =p / ρ. W2 无量纲Re雷诺数 Re = W ．de / ν无量纲de当量直径mNu Nu =de．α / γ无量纲Pr普朗特数λ板片导热系数W/ m℃t板厚m 0β修正系数h、c热、冷介质角标γ热介质污垢热阻2γ冷介质污垢热阻m℃/WP c。
螺旋板式换热器传热计算探讨
Η22
(16)
度 ls。 以式 (15) 代入式 (11) , 并作以下假定: ①
l s-
1=
b1
+ b2 4Π
(Η2
-
2Π) 2
(17)
忽略式 (15) 中的对数项; ②以 1+ Η22 = Η22 计。于 是有:
ls - ls- 1 = (b1 + b2) (Η2 - Π) 联解式 (11) , (16) 和 (18) 得
0. 239W hCph (T 1 - T 2)
uB
=
T1+ T2-
( t1 + t2) -
t2 - t1 ls - ls- 1
2
ls
ls
(11) 为求解式 (11) , 简单地描述了一下螺旋线。 由于螺旋板式换热器是由长度不完全相等的两张
薄板卷制而成, 其中较长的薄板在图 1 中以细线 表示, 下面公式中以下标 1 表示。 另一张薄板在 图中以粗线表示, 并以下标 2 表示。
如图 1, 在流道长度 d l 内作单位时间内的热 量计算:
· 3 0· 化 学 工 程 1999 年第 27 卷第 1 期
冷流体在外侧流道内取得的热量为 q1,
q1 = u B d l (T - t)
(2)
冷流体在内侧流道内取得的热量为 q2,
Tan Chong (T he th ird D esign In st itu te of the Chem ica l Indu st ry M in ist ry, H efei 230024)
u= 120 及 720W (m 2·℃) 时的 ls, l1。 (1) u= 120W (m 2·℃) 时: Q = 0. 239 × 3000 × 2. 177 (140 - 40)
板式换热器计算书
板式换热器计算书
一、换热器设备介绍
换热器是利用液体之间的传热原理来实现的一种装置，它将热量从一种流体传递到另一种流体，且不会改变两种流体的温度。
换热器一般分为板式换热器和管式换热器两大类。
本文将介绍常见的板式换热器，它由若干铝合金或不锈钢的板片折叠而成，中间填以传热材料，形成一个相当紧凑的热交换装置。
错相式板式换热器由两个热流路相互交错而形成，板片的数量前后视流量和温度的变化而不同，一般多为10块以上。
板式换热器具有效率高、制造安装工艺简单以及结构紧凑等优点，因此应用较为广泛。
二、板式换热器的参数计算
1．热力参数计算
（1）换热器的蒸发量：
Q=m⋅h
其中：m 为蒸发量（kg/h）
h 为每公斤蒸发的热量（kJ/kg）
（2）换热器的热力传递率：
K=Q/Ae
其中：Q为换热器的蒸发量（kW）
Ae为换热面积（m^2）
2．流体参数计算
（1）流体的流量：
m=ρ⋅V⋅S
其中：ρ 为流体的密度（kg/m^3）
V为流体的流速（m/s）
S为换热器的流量（m^2）
（2）流体的压力损失：
P=ρ⋅V2/2
其中：ρ 为流体的密度（kg/m3）
V为流体的流速（m/s）。
板式换热器换热量的计算
板式换热器例题1、换热器换热量的计算w t Gc Q 1046750)2065(4187360020000=-⨯⨯=∆= 2、外网进入热水供应用户的水流量s kg t c Q G /10)7095(418710467500=-=∆= 3、加热水的流通断面积换热器内水的流速取0.1～0.5m/s 。
加热水的平均温度为（95＋70）/2＝82.5℃，该温度下水的密度为970.2kg/m 3。
200206.02.9705.010m w G f r r r =⨯==ρ 4、被加热水的流通断面积换热器内水的流速取0.1～0.5m/s 。
被加热水的平均温度为（65＋20）/2＝42.5℃，该温度下水的密度为991.2kg/m 3。
201868.02.9913.0360020000m w G f l l l =⨯⨯==ρ 5、选型初选BR12型板式换热器，单片换热面积为0.12m 2/片，单通道流通断面积为0.72×10－3。
6、实际流速加热水流道数为281072.00206.03=⨯==-d r r f f n 被加热水流道数为261072.001868.03=⨯==-d l l f f n 取流道数为28。
加热水实际流速s m f n G w r d r r /5.02.9701072.0281030=⨯⨯⨯==-ρ 被加热水实际流速s m f n Gw l d l l /28.02.9911072.02856.53=⨯⨯⨯==-ρ 7、传热系数查图知传热系数为3600w/m 2.K 。
8、传热温差()()()()℃396595207065952070)()()()(11221122=-----=-----=∆In t t In t t t p ττττ 9、传热面积246.73936001046750m t K Q F p =⨯=∆= 10、需要的片数6212.046.7===d F F N 11、实际片数考虑一个富裕量。
螺旋板式换热器产品技术参数
产品技术参数：
螺旋板式换热器产品简介
螺旋板式换热器是一种高效换热设备，适用汽—汽、汽—液、液—液，对流传热。
它适用于化学、石油、溶剂、医药、食品、轻工、纺织、冶金、轧钢、焦化等行业。
按结构形式可分为不可拆式(I型)螺旋板式及可拆式(Ⅱ型、Ⅲ型)螺旋板式换热器。
结构及性能
1、本设备由两张钢板卷制而成，形成了两个均匀的螺旋通道，两种传热介质可进行全逆流流动，大大增强了换热效果，即使两种小温差介质，也能达到理想的换热效果。
2、在壳体上的接管采用叨向结构，局部阻力小，由于螺旋通道的曲率是均匀的，液体在设备内流动没有大的转向，总的阻力小，因而可提高设计流速使之具备较高的传热能力。
3、I型不可拆式螺旋板式换热器螺旋通道的端面采用焊接密封，因而具有较高的密封性。
4、Ⅱ型可拆式螺旋板换热器结构原理与不可拆式换热器基本相同，但其中一个通道可拆开清洗，特别适用有粘性、有沉淀液体的热交换。
5、Ⅲ型可拆式螺旋板换热器结构原理与不可拆式换热器基本相同，但其两个通道可拆开清洗，适用范围较广。
6、螺旋板式换热器按公称压力可分为PN0.6、1.0、1.6、2.5MPa(系指单通道能承受的最大工作压力)。
按材质可分为碳素钢和不锈钢。
用户可根据实际工艺情况选用。
7、单台设备不能满足使用要求时，可以多台组合使用，但组合时必须符合下列规定：并联组合、串联组合，设备和通道间距相同。
混合组合：一个通道并联，一个通道串联。
部分规格换热器列举如下:
不锈耐酸钢制PN0.6、1.6MPa不可拆式（I型）螺旋板换热器
碳素钢制PN0.6、1.6MPa不可拆式（Ｉ型）螺旋板换热器。
换热器传热系数选择标准
换热器传热系数选择标准
换热器传热系数K值的选择因介质不同而异，且与诸多因素有关，如流速、粘度和成垢物质等。
根据我们的经验，一般可以参考以下标准进行选择：
* 汽水换热：过热部分为800~1000W/m2·℃，饱和部分按公式K=2093+786V （V为管内流速）含污垢系数0.0003计算。
* 水水换热：K=767（1+V1+V2）(V1为管内流速，V2为壳程流速）含污垢系数0.0003，实际运行还少有保守。
* 列管换热器的传热系数不宜选太高，一般在800~1000 W/m2·℃。
* 螺旋板式换热器的总传热系数（水-水）通常在1000~2000W/m2·℃范围内。
* 板式换热器的总传热系数（水-水）通常在3000~5000W/m2·℃范围内。
请注意，这些都是一些参考标准，具体值需要根据实际应用场景和条件进行选择，有时还需要进行专门的计算和设计。
板换器的换热量是如何计算的
板换器的换热量是如何计算的?A=Q/K(Tr-△t)式中A为换热面积.Q为总换热量.K为导热系数,不同的材料导热系数不一样,相同的材料采用的介质不同其换热系数也不同,相同的材料如采用换热器的结构形式不同其K值选取也不同.由于题中未说明工艺条件,K值无法选取.Tr为较热介质的平均温度.△t为次热介质的平均温度.换热器的选型和计算板换的选型时一般有以下几个参数：1、功率，就是多少KW。
2、一次侧的进出口温度。
3、二次侧的进出口温度。
这五个参数有了以后就可以进行选型了。
另外有的厂家可能要一次侧和二次侧的流量，其实只要知道一次侧和二次侧的温度了就能算出流量来。
具体的应该参照GB151中的内容进行结构选型，并依据《化工原理》中有关传热学的公式进行计算。
实用空调供热设计，陆耀庆版，有详细选型过程，希望能帮到摘抄的一段，希望对楼主有帮助(手打公式，所以不太标准)板式换热器的计算方法板式换热器的计算是一个比较复杂的过程，目前比较流行的方法是对数平均温差法和NTU 法。
在计算机没有普及的时候，各个厂家大多采用计算参数近似估算和流速-总传热系数曲线估算方法。
目前，越来越多的厂家采用计算机计算，这样，板式换热器的工艺计算变得快捷、方便、准确。
以下简要说明无相变时板式换热器的一般计算方法，该方法是以传热和压降准则关联式为基础的设计计算方法。
以下五个参数在板式换热器的选型计算中是必须的：总传热量(单位:kW).一次侧、二次侧的进出口温度一次侧、二次侧的允许压力降最高工作温度最大工作压力如果已知传热介质的流量，比热容以及进出口的温度差，总传热量即可计算得出。
温度T1 = 热侧进口温度T2 = 热侧出口温度t1 = 冷侧进口温度t2= 冷侧出口温度热负荷热流量衡算式反映两流体在换热过程中温度变化的相互关系，在换热器保温良好，无热损失的情况下，对于稳态传热过程，其热流量衡算关系为：(热流体放出的热流量)=(冷流体吸收的热流量)在进行热衡算时，对有、无相变化的传热过程其表达式又有所区别。
板式换热器的换热计算方法
板式换热器的计算方法板式换热器的计算是一个比较复杂的过程，目前比较流行的方法是对数平均温差法和NTU法。
在计算机没有普及的时候，各个厂家大多采用计算参数近似估算和流速总传热系数曲线估算方法。
目前，越来越多的厂家采用计算机计算，这样，板式换热器的工艺计算变得快捷、方便、准确。
以下简要说明无相变时板式换热器的一般计算方法，该方法是以传热和压降准则关联式为基础的设计计算方法。
以下五个参数在板式换热器的选型计算中是必须的：•总传热量（单位:kW）.•一次侧、二次侧的进出口温度•一次侧、二次侧的允许压力降•最高工作温度•最大工作压力如果已知传热介质的流量，比热容以及进出口的温度差，总传热量即可计算得出。
温度T1=热侧进口温度T2=热侧出口温度t1=冷侧进口温度t2=冷侧出口温度热负荷热流量衡算式反映两流体在换热过程中温度变化的相互关系，在换热器保温良好，无热损失的情况下，对于稳态传热过程，其热流量衡算关系为：（热流体放出的热流量）=（冷流体吸收的热流量）在进行热衡算时，对有、无相变化的传热过程其表达式又有所区别。
(1)无相变化传热过程Q=?A(^1—爲)=料亡氏(S—‘1)式中Q----冷流体吸收或热流体放出的热流量，W；m h,m c——热、冷流体的质量流量，kg/s；CpmCpc—热、冷流体的比定压热容，kJ/(kg・K)；T1,t1……热、冷流体的进口温度，K；T2,t2——热、冷流体的出口温度，Ko(2)有相变化传热过程两物流在换热过程中，其中一侧物流发生相变化，如蒸汽冷凝或液体沸腾，其热流量衡算式为：一侧有相变化Q=蚀匚円込一爲)=Dr两侧物流均发生相变化，如一侧冷凝另一侧沸腾的传热过程Q=A r i=D込式中r,r1,r2物流相变热，J/kg；D,D1)D2相变物流量，kg/s。
对于过冷或过热物流发生相变时的热流量衡算，则应按以上方法分段进行加和计算。
对数平均温差(LMTD)对数平均温差是换热器传热的动力，对数平均温差的大小直接关系到换热器传热难易程度•在某些特殊情况下无法计算对数平均温差，此时用算术平均温差代替对数平均温差，介质在逆流情况和在并流情况下的对数平均温差的计算方式是不同的。
螺旋板式换热器的热工计算
．
冷侧 选取 ｌ ２ ｍ 的通 道宽 度 。 贫油 为 自流状 态注入 设备 ， 位差 为１ ５ ｍ， 为减小 其在螺旋 体 内的阻力 ， 贫 油 流速取 ０ ． ５ ｍ／ ｓ 同理 可计 算 贫油 （ 热侧） 通道 宽度
７ ５ ７ ６ ０／ ２
０ ・ ｏ １ ３ ５ ｍ
ｃ ｐ
贫 油 富 油
０ ． ４ ９ ６ ０ ． ４ ９ ６
１ ． Ｏ ４×１ ０ ３ １ ． ０ ４×ｌ ０ ３
０ ． １ ８ ９ Ｏ ． １ ５ ７ ７
２ ． ９ ３ ５ ２ ． ９ ３ ５
流速 可 以满 足螺旋 板 式换 热器 的要求 。 传 热膜 系数 可 以采用 努塞 尔准数 进 行计算 ：
Ｉ 焦炭产量
Ｉ 万吨 ／ 年 ｌ １ ０ ０ Ｊ
２ ． 物 料 工艺流 程简 圈简 圈 ：
贫油 入口
］ 阜
５ ． 热 工计 算 ５ ． １传 热膜 系数 ａ 根据 一般工 艺设计 计算 经验值 ， 水 的流速 一般为 １ ． ０ ｌ Ｉ ￣ｓ ， 由于 富油黏度 较 大， 此次设 计 中我选 取 富油 流速 为０ ． ７ ｍ／ ｓ 时， 通 道宽 度 为
１ ． 本 次设 计任 务 中给定 参数 （ 该参 数为 入 口混台 物的 实际 测定 参数 ） 名称
贫油 富油
Ｊ 温 度。 Ｃ
ｌ 入口 １ １ ７ ５ Ｉ ６ Ｉ ａ ｌ １ ５ ｍ位差 ｌ ０ ． ７
由以上数 据 ， 结合 焦炭 厂的 实际情 况 ， 贫油含 苯量 选取Ｏ ． ３ ％， 洗油 饱和 粗 苯含量 选 取 １ ． ５ ％。 贫 富油 物性 数据 如下 表 （ 单 位均为 工程 制 单位 ）
(完整版)螺旋盘管换热器计算2
D*u*
管内雷诺 数计算
D(m)
(kg / m3)
μ（Kg/m.h） M(Kg/h)
计算结果
0.0043
977.8
1.476
420
盘形管传 热系数公
hi jH (K / D)NP1/r3
式
盘形管传 热系数计 jH
算
计算结果
200
K (kcal / h mc) 0.576
计算总传 热系数
111 x
1.476
0.999
hi (kcal/ h m2oC) DH(m)
hic (kcal / h
2.560
36649
0.1926
Ra (kcal/ h mc) x(m) 0.00015
1/U 0.001
U (kcal / h m2oC)
0.000656408
1523
tlm (0C) 49.7
tc (0C)
Q(kcal/h)=M*Cp*( 管入-管出)
49.2
20979
A Q (m2 ) U * tc 0.280
d* 2 *1.257)* N 0
p(m)
do(m)
Vf / N
0.00945
0.0063
0.0001
μ （Kg/m.h）
NRe
3.6
15542
盘形管的壳 程当量直径公式
De De
4V f
计算结果
4034
26969
14
0.00015
确定传热 面积
对数平均 温差公式
tlm
[(管入 壳入) （管出 - 壳出）] ln（[ (管管入出- 壳壳出入）)]
对数平均 温差计算
板式换热器的换热计算方法
板式换热器的换热计算方法-CAL-FENGHAI.-(YICAI)-Company One1板式换热器的计算方法板式换热器的计算是一个比较复杂的过程，目前比较流行的方法是对数平均温差法和NTU法。
在计算机没有普及的时候，各个厂家大多采用计算参数近似估算和流速-总传热系数曲线估算方法。
目前，越来越多的厂家采用计算机计算，这样，板式换热器的工艺计算变得快捷、方便、准确。
以下简要说明无相变时板式换热器的一般计算方法，该方法是以传热和压降准则关联式为基础的设计计算方法。
以下五个参数在板式换热器的选型计算中是必须的：总传热量(单位:kW).一次侧、二次侧的进出口温度一次侧、二次侧的允许压力降最高工作温度最大工作压力如果已知传热介质的流量，比热容以及进出口的温度差，总传热量即可计算得出。
温度T1 = 热侧进口温度 T2 = 热侧出口温度 t1 = 冷侧进口温度 t2= 冷侧出口温度热负荷热流量衡算式反映两流体在换热过程中温度变化的相互关系，在换热器保温良好，无热损失的情况下，对于稳态传热过程，其热流量衡算关系为：（热流体放出的热流量）=（冷流体吸收的热流量）在进行热衡算时，对有、无相变化的传热过程其表达式又有所区别。
（1）无相变化传热过程式中Q----冷流体吸收或热流体放出的热流量，W；m h,m c-----热、冷流体的质量流量，kg/s；C ph,C pc------热、冷流体的比定压热容，kJ/(kg·K)；T1,t1 ------热、冷流体的进口温度，K；T2,t2------热、冷流体的出口温度，K。
（2）有相变化传热过程两物流在换热过程中，其中一侧物流发生相变化，如蒸汽冷凝或液体沸腾，其热流量衡算式为：一侧有相变化两侧物流均发生相变化，如一侧冷凝另一侧沸腾的传热过程式中r,r1,r2--------物流相变热，J/kg；D,D1,D2--------相变物流量，kg/s。
对于过冷或过热物流发生相变时的热流量衡算，则应按以上方法分段进行加和计算。
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介质蒸汽介质硫酸锌溶液进口温度T1℃
出口温度T2℃进口温度t1℃出口温度t2℃158.8
1005590质量流量W1 kg/h
体积流量V1m³/h 质量流量W2 kg/h 体积流量V2m³/h 6822
215290密度ρ1 kg/m³
比热Cp1kj/kg℃密度ρ2 kg/m³比热Cp2kj/kg℃3.17
4.211350 3.35动力粘度μ1 mpa·s
导热系数λ1W/m·℃动力粘度μ2 mpa·s 导热系数λ2W/m·℃0.2770.68250.585
污垢热阻系数Z1 ㎡·℃/W 流速ω m/s 污垢热阻系数Z2 ㎡·℃/W
流速ω m/s 0.000062
250.000123 1.2质量流量W1 kg/h
6822质量流量W2 kg/h 121500体积流量V1 m³/h
2152体积流量V2 m³/h 90金属导热系数λw W/m·
℃17
传热系数K查表1350
T 1
T 2t 1t 2158.8
1005590
Δt m 56.06051169℃螺旋板式换热器传热计算
冷测热侧
参数
二.计算1.对数平均温差
热侧
冷侧
2.传热量流量比热温度差热侧
6822 4.2158.8冷侧121500
3.3535热侧 Q 1469.10346
w 冷侧 Q 2
3957.1875w 3.换热面积根据手册选取
传热系数 K 1350W/m 2℃
加富裕量
10%58㎡圆整为
60㎡4.确定板宽H 1.219
m 体积流量
介质流速通道间距m 圆整m 热侧b1
2152250.019615350.02冷侧b290 1.20.0170905110.018
液体介质
质量流速G 动力粘度μ Pa·s 质量流量W kg/s 当量直径de 热侧
77.727645610.000277 1.8950.04冷侧1538.1460210.00533.75
0.036Q=W·C p （进口温度-出口温度）/3600 (W)
估算面积52.28725018m 2
5.通道间距
6.雷诺数
G-质量流速 kg/m 2s G=W/(H·b)
de-当量直径 de=2b
冷凝负荷Г=W/2L (kg/m·s)0.0385蒸汽雷诺数Re 板长L=A/H/2 (m)24.6103556蒸汽冷凝潜热蒸汽密度ρ1
3.172086冷凝水密度ρ1
958液体介质比热 Cp j/kg·℃动力粘度 µ Pa·s 导热系数 λ
普朗特数热侧Pr142100.0002770.682
1.71冷侧Pr23350
0.0050.58528.63液体介质
雷诺数普朗特数导热系数 λ传热膜系数热侧α1
11224 1.710.6821191冷侧α2
1107528.630.5853657立式116卧式1209.污垢热阻系数
查表热侧 Z 1
0.000062m 2·t/w 查表取值冷侧 Z 2
0.000123m 2·t/w 查表取值10.金属热阻
Z=δW /λW 取螺旋板板厚为
0.003m 自取值查金属导热系数
17W/m·t 查表取值计算得金属热阻0.000176471m 2·t/w
7.普朗特数8.传热膜系数
蒸汽冷凝传热膜系数计算
Re＞2100时查表，Re＜
2100时用此公式计算蒸汽冷凝雷诺数计算
冷侧雷诺数计算计算结果
11074.65135
c 4R μΓ=e μ⨯⨯=H W e 22R 3/123/1f 1)()/4*47.1--Γ=g f f f ρλμμα（3
/123/1f 1)()/4*51.1--Γ=g
f f f ρλμμα（w δw λ
12.合理性0.080031556
15.计算压降
计算结果7.6696E-07MPa
计算结果9.9422E-09MPa
计算结果71449.7151MPa 计算结果0.0007MPa
液体介质总压降计算公式饱和水蒸气冷凝压降计算（例题计算方法）
饱和水蒸气冷凝压降计算（红皮书计算方法）
硫酸锌溶液加热压降计算（例题公式）
14.选取换热面积A 选=1.1A 计算得到718.6662152
11.传热系数计算得108.0426001
13.计算换热面积得到653.3329229
g L W H b bH W L ]55.1)(00318.055.0[))((1033.2P 3/129++⨯+=∆μρ]55.1)(00318.055.0[))((10296.0P 3/129L W H b bH W L ++⨯+=∆μρ2]40153.0Re 365.0[P 2
25.0ωρ++⎪⎭⎫ ⎝⎛=∆s Ln de L 9225.0102
23.3915.0Re 58.3L P -⋅⎪⎭⎫ ⎝⎛+⋅+⋅=∆ρωs n L de 总。