管壳式换热器传热计算示例(终 ) - 用于合并
换热器设计计算范例
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/h
6.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
管壳式换热器设计 课程设计
管壳式换热器设计课程设计XXX课程设计：管壳式换热器设计
学院：机械与XXX
专业：热能与动力工程专业
班级：11-02班
指导老师：
小组成员：
目录
第一章：设计任务书
第二章：管壳式换热器简介
第三章：设计方法及设计步骤
第四章：工艺计算
4.1 物性参数的确定
4.2 核算换热器传热面积
4.2.1 传热量及平均温差
4.2.2 估算传热面积
第五章：管壳式换热器结构计算
管壳式换热器是常用的热交换设备，广泛应用于化工、石油、制药、食品等行业。本次课程设计旨在设计一台管壳式换热器，以满足特定工艺条件下的换热需求。
在设计之前，需要了解管壳式换热器的基本结构和工作原理。管壳式换热器由外壳、管束、管板、管箱、管夹等部分组
成。热量通过内置于管束中的流体在管内传递，再通过管壳间的流体传递到外壳中，从而实现热交换。
设计过程中，需要确定流体的物性参数，包括密度、比热、导热系数等。同时，还需要核算换热器传热面积，以满足特定的传热需求。传热量和平均温差是计算传热面积的重要参数，而估算传热面积则需要考虑流体的流动状态、管束的排布方式等因素。
最终，我们将根据设计要求进行管壳式换热器的结构计算，确定外壳、管束等部分的尺寸和数量，以满足特定工艺条件下的换热需求。
第一章设计任务书
本项目旨在设计一台管壳式换热器，用于将煤油由140℃
冷却至40℃。处理能力为10t/h，压强降不得超过100kPa。具
体操作条件为：煤油的入口温度为140℃，出口温度为40℃，冷却水的入口温度为26℃，出口温度为40℃。
2.第二章管壳式换热器简介
管壳式换热器是石油化工行业中应用最广泛的换热器。尽管各种板式换热器的竞争力不断上升，但管壳式换热器仍然占据着换热器市场的主导地位。目前，各国为提高这类换热器性能进行的研究主要集中在强化传热、提高对苛刻工艺条件的适应性以及开发适用于各类腐蚀介质的材料。此外，结构改进也是向着高温、高压、大型化方向发展的必然趋势。
22 管壳式换热器的结构计算
2.2 管壳式换热器的结构计算•在换热器设计中，传热计算之后即是结构计算。
•结构计算的任务在于确定设备的主要尺寸，对于管壳式换热器，主要包括：•1）计算管程截面积（管子尺寸、数目及程数，管子排列方式）
•2）壳体直径
•3）壳程截面积
•4）计算进出口连接管尺寸
2.2.1 管程流通截面积
•基本方程为连续性方程
单管程换热器的管程流通截面积为：s
m w m kg s
kg M m A w M A t t t t t
t t t //,//3
2
管程流体流速，管程流体密度管程流体质量流量，管程流通截面积，−−−−−−−−=ρρ
•管长的选用应考虑管材的合理使用和清洗方便，
•目前换热管长度与壳体直径之比一般在4～25，通常为6～10，立式换热器以L/D＝4～6为宜。
•因我国生产的钢管长度多为6m，故系列标准中的管长有1.5，2，3或6m四种，其中以3m和6m最为普遍。
•如果按上式算出管长过长，则需分程。
上，便于制造。
一封头管箱便进出口连接管做在同所以程数宜取偶数，以增加。
使流动阻力数多增加流体转弯次数同时短路机会增加；程管数减少，占据管板过多面积，排程数过多导致分程隔板每程管数
每程管长；管程总长；为：于是管子总数＝为：后，管程数管子的长度选为−−−−−−=n m
l m
L n l
L l t
t t t t Z n n /Z Z
2.2.2壳体直径的确定
•换热器壳体内径应等于或稍大于管板直径，通常是根据管径，管数和管子的排列方法，用作图法确定。当管数较多又要反复计算时，可参考系列标准或通过估算初选外壳直径，待设计完成后再用作图法画出管子的排列图。为使管子均匀排列，防止流体走“短路”，可以适当增减一定数目的管子或安排一些拉杆。
PPT-7-管壳式换热器设计计算实例
o
( A1 f A2 ) Ao
30
A0 (t fi t f 0 ) 1 1 1 Ao Ao 1 hi Ai Ai hoo Ao hi Ai Ai hoo
t fi t f 0
以翅侧表面积为基准的翅壁传热系数 1 kf 1 Ao Ao 1 hi Ai Ai hoo
ln( d o d i ) 2 l
28
上面三式相加
l t fi t fo
do 1 1 1 ln hi d i 2 d i ho d o
对外侧面积而言得传热系数的定义式由下式表示：
k ko 1 do d d 1 o ln o hi di 2 di ho
kf Ai 1 hi hoo Ao 1 1 1 hi hoo 1
t fi t f 0
所以，只要 o 1 就可以起到强化换热的效果。 由于β值常常远大于1，而使η0β的值总是远大于1，这就
使肋化侧的热阻显著减小，从而增大传热系数的值。
32
10
1 构造和工作原理
翅片管热交换器可以仅由一根或若干根翅片管组成，如室内取 暖用翅片管散热器；也可再配以外壳、风机等组成空冷器型式 的热交换器。
11
主要换热元件是翅片管，由基管和翅片组成。
翅片管的类型和选择
管壳式换热器传热计算示例(终 ) - 用于合并
管壳式换热器传热设计说明书
设计一列管试换热器，主要完成冷却水——过冷水的热量交换设计压力为管程1.5MPa（表压），壳程压力为
0.75MPa（表压），壳程冷却水进,出口温度分别为20℃和50℃，管程过冷水进，出口温度分别为90℃和65℃
管程冷水的流量为80t/h。
2、设计计算过程：
（1）热力计算
1)原始数据：
过冷却水进口温度t1′=145℃；
过冷却水出口温度t1〞=45℃；
过冷却水工作压力P1=0.75Mp a（表压）
2)
过冷水的定性温度℃；
过冷水的密度查物性表得ρ=976kg/m3；
1=0.672w/m.
r2；
Pa·s。
3)
过冷却水流量：
；
4)有效平均温差
逆流平均温差：
根据式（3-20）计算参数p、R:
参数P：
参数R：
换热器按单壳程2管程设计，查图3—8得温差校正系数Ψ=0.83；
有效平均温差：
5)管程换热系数计算：
附录
选用
取
m
m/s
6)
布管方式见图所示:
管间距s=0.032m（按GB151,取1.25d0）；
管束中心排管的管数按所给的公式确定：
取20根；
壳体内径：
m取Di=0.7m；
长径比：
布管示意图
l/D i=3/0.9=3.3，合理
选定弓形折流板
弓形折流板弓高：
折流板间距：m
折流板数量：
折流板上管孔直径由GB151-2014可确定为0.0254mm 折流板直径由GB151-2014可确定为0.6955m
7）壳程换热系数计算
壳程流通面积：
A
c1
壳程质量流速：
kgm
m
；
壁温过冷水粘度Pa.s
粘度修正系数：
根据式（3-62）计算壳程换热系数：
8）传热系数计算：
水侧污垢热阻：r2=0.000344m2.℃/w
换热器的传热计算
换热器的传热计算
换热器的传热计算包括两类：一类是设计型计算，即根据工艺提出的条件，确定换热面积；另一类是校核型计算，即对换热面积的换热器，核算其传热量、流体的流量或温度。这两种计算均以热量衡算和总传热速率方程为根底。
换热器热负荷Q 值一般由工艺包提供，也可以由所需工艺要求求得。Q=W c p Δt ，假设流体有相变，Q=c p r 。
热负荷确定后，可由总传热速率方程〔Q=K S Δt 〕求得换热面积，最后根据?化工设备标准系列?确定换热器的选型。
其中总传热系数K=
0011
h Rs kd bd d d Rs d h d o m i i i i ++++ 〔1〕
在实际计算中，总传热系数通常采用推荐值，这些推荐值是从实践中积累或通过实验测定获得的，可以从有关手册中查得。在选用这些推荐值时，应注意以下几点：
1. 设计中管程和壳程的流体应与所选的管程和壳程的流体相一致。
2. 设计中流体的性质〔粘度等〕和状态〔流速等〕应与所选的流体性质和
状态相一致。
3. 设计中换热器的类型应与所选的换热器的类型相一致。
4. 总传热系数的推荐值一般围很大，设计时可根据实际情况选取中间的某
一数值。假设需降低设备费可选取较大的K 值；假设需降低操作费用可取较小的K 值。
5. 为保证较好的换热效果，设计中一般流体采用逆流换热，假设采用错流
或折流换热时，可通过安德伍德〔Underwood〕和鲍曼〔Bowman〕图
算法对Δt进展修正。
虽然这些推荐值给设计带来了很大便利，但是某些情况下，所选K值与实际值出入很大，为防止盲目烦琐的试差计算，可根据式〔1〕对K值估算。
换热器、热网加热器计算示例
管壳式换热器选型计算书
编写：张景富
西安协力动力科技有限公司
二零一零年九月十三日
一、换热器的工艺计算及工艺条件
现在从一台管壳式换热器工艺计算过程来体现工艺条件内容： 1.设计参数 壳程：
工作介质：蒸汽、水 Ps=0.2Mpa 蒸汽流量135m 3/h 进口温度：135℃ 出口温度：90℃ 管程：
工作介质：含碱水 Pt=0.3Mpa 水流量300m 3/h 进口温度：80℃ 出口温度：110℃ 液体比重：1.25 比热：0.85～0.86 2.工艺计算
冷源：q=300m 3 比重:γ=1.25g/cm 3 比热c=0.86J/kg ·℃ T1=135℃ T2=135℃ t1=80℃ t2=110℃ 取a c =2000kcal/㎡·h ·℃ a h =10000kcal/㎡·h ·℃ 换热管规格：φ19×1 其内径d1=0.017m 外径d2=0.019m 中径dm=0.018m 壁厚δ=0.001m
金属导热系数λ=17.0 w/m ·h ·℃=17.0/1.16222=14.6 kcal/㎡·h ·℃ （1）传热系数K
取传热系数K=1400kcal/㎡·h ·℃ (2)平均温差Δt m （按逆流状态计算）
(3)传热面积F
C 4.1680-90110-135ln 80)-90(110)-135(1221ln )12()21(ln
t 2
121︒=-=-----=∆∆∆-∆=
∆
t T t T t T t T t t t t m 2
m 42116.4
140080)-(11086.01250300tm K t1)-(t2c q F =⨯⨯⨯⨯=∆⨯⨯⨯⨯=γC h m kcal d dm d dm K h c ︒=+
管壳式换热器选型计算
有效平均温度差：
管程流体定性温度： t t1进 t2出 2
壳程流体定性温度：
T T1进 T2出 2
有效平均温度差：
tm逆
t2 ln
t1 t2
t1
t2 T2出 t1进
t1 T1进 t2出
t1进--管程体进口温度；t2出--管程体出口温度； T1进—壳程体进口温度；T2出—壳程体出口温度。
pi (p1 p2 )Ft Ns Np
p1、p2 分别为直管及回弯管中因摩擦阻力引起的压强降，Pa；
Ft 结垢校正因数，对25mm 2.5mm取1.4，对19mm 2mm取1.5；
N p 管程数；Ns 串联的壳程数。
p1
l d
u2
2
p2
3( u2
2
)
壳程流动阻力
用埃索法计算壳程压强降，即
壳体上常安有放气孔和排液孔，排出不冷凝气体和冷 凝液等。
接管
换热器中流体进、出口的接管直径按下式计算，即
d 4Vs
u Vs——流体的体积流量，u——流体在接管中的流速
流速u的经验值可取为：
对液体 u =1.5 ~ 2m/s；对蒸气u =20 ~ 50m/s ； 对气体u =（0.15 ~ 0.2）p/ρ (p为压强，kPa； ρ为气体密度)。
为提高管内流速，可采用多管程。
管壳式换热器传热计算示例终 用于合并
Pa;
取导流板阻力系数:
;
导流板压降:
壳程结垢修正系数: 壳程压降:
Pa ;(表 3-12)
管程允许压降:[△P2]=35000 Pa;(见表 3-10) 壳程允许压降:[△P1]=35000 Pa;
△P2<[△P2] △P1<[△P1] 即压降符合要求。
Ｐa;
(2)结构设计(以下数据根据 BG150-2011)
℃,误差不大;
壁温下水的粘度: 粘度修正系数:
Pa·s;
℃ ℃;
;
查图 3-30 得管程摩擦系数:
管程数 :
;
管内沿程压降计算依据式(3-112):
回弯压降:
Pa (W=w、ρ)
Pa; 取进出口管处质量流速:WN2=1750 ㎏/㎡·s; (依据 ρw2<3300 取
进出口管处压降(依据 3-113):
2)定性温度及物性参数:
冷却水的定性温度 t2=( t1′+ t1〞)/2=(20+50)/2=35℃; 冷却水的密度查物性表得ρ2=992、9 kg/m3; 冷却水的比热查物性表得 Cp2=4、174 kJ/kg、℃ 冷却水的导热系数查物性表得λ2=62、4 W/m、℃ 冷却水的粘度μ2=727、5×10－6 Pa·s; 冷却水的普朗特数查物性表得 Pr2=4、865;
壳程流通面积: 根据式(3-61)中流体横过管束时流道截面积
化工原理课程设计--管壳式换热器.
设计一台换热器
目录
化工原理课程设计任务书
设计概述
试算并初选换热器规格
1. 流体流动途径的确定
2. 物性参数及其选型
3. 计算热负荷及冷却水流量
4. 计算两流体的平均温度差
5. 初选换热器的规格
工艺计算
1. 核算总传热系数
2. 核算压强降
经验公式
设备及工艺流程图
设计结果一览表
设计评述
参考文献
化工原理课程设计任务书
一、设计题目：
设计一台换热器
二、操作条件：
1、苯：入口温度80℃，出口温度40℃。
2、冷却介质：循环水，入口温度35℃。
3、允许压强降：不大于50kPa。
4、每年按300天计，每天24小时连续运行。
三、设备型式：
管壳式换热器
四、处理能力：
99000吨/年苯
五、设计要求：
1、选定管壳式换热器的种类和工艺流程。
2、管壳式换热器的工艺计算和主要的工艺尺寸的设计。
3、设计结果概要或设计结果一览表。
4、设备简图。（要求按比例画出主要结构及尺寸）
5、对本设计的评述及有关问题的讨论。
1.设计概述
1.1热量传递的概念与意义
1.热量传递的概念
热量传递是指由于温度差引起的能量转移，简称传热。由热力学第二定律可知，在自然界中凡是有温差存在时，热就必然从高温处传递到低温处，因此传热是自然界和工程技术领域中极普遍的一种传递现象。
2. 化学工业与热传递的关系
化学工业与传热的关系密切。这是因为化工生产中的很多过程和单元操作，多需要进行加热和冷却，例如：化学反应通常要在一定的温度进行，为了达到并保持一定温度，就需要向反应器输入或输出热量；又如在蒸发、蒸馏、干燥等单元操作中，都要向这些设备输入或输出热量。
此外，化工设备的保温，生产过程中热能的合理利用以及废热的回收利用等都涉及到传热的问题，由此可见；传热过程普遍的存在于化工生产中，且具有极其重要的作用。总之，无论是在能源，宇航，化工，动力，冶金，机械，建筑等工业部门，还是在农业，环境等部门中都涉及到许多有关传热的问题。
(完整版)HTRI管壳式换热器设计基础教程讲解
HTRI管壳式换热器设计基础教程
郑州大学化工与能源学院
2011年11月
HTRI简介
美国传热研究协会（Heat Transfer Research Institute）简称HTRI，主要致力于工业规模的传热设备的研究，开发基于试验研究数据的专业模拟计算工具软件，提供完善的产品、技术服务和培训。HTRI帮助其会员设计高效、可靠及低成本的换热器。HTRI Xchanger Suite是HTRI开发的换热器设计及核算的集成图形化用户环境，它包括以下几个部分：HTRI.Xist能够计算所有的管壳式换热器，作为一个完全增量法程序，Xist包含了HTRI 的预测冷凝、沸腾、单相热传递和压降的最新的逐点计算法。该方法基于广泛的壳程和管程冷凝、沸腾及单相传热试验数据。
HTRI.Xphe能够设计、核算、模拟板框式换热器。这是一个完全增量式计算软件，它使用局部的物性和工艺条件分别对每个板的通道进行计算。该软件使用HTRI特有的基于试验研究的端口不均匀分布程序来决定流入每板通道的流量。
HTRI.Xace软件能够设计、核算、模拟空冷器及省煤器管束的性能，它还可以模拟分机停运时的空冷器性能。该软件使用了HTRI的最新逐点完全增量计算技术。
HTRI.Xjpe是计算套管式换热器的软件。HTRI.Xtlo是管壳式换热器严格的管子排布软件。HTRI.Xvib是对换热器管束的单管中由于物流流动导致的振动进行分析的软件。HTRI.Xfh能够模拟火力加热炉的工作情况。该软件能够计算圆筒炉及方箱炉的辐射室的性能以及对流段的性能，它还能用API350对工艺加热炉的炉管进行设计，并完成燃烧计算。
管壳式换热器的设计及计算
增进器是在传热面附近设置一个小物体(不一定与传热面相连接)，它可以是各种形状和型式，最常见的是在传热面上等距离设置突起物，通过搅乱流动来达到强化传热的目的[14]。管内插入物有:扭带(Turbu lators)、螺旋片、螺旋线圈(Spirele Elements)和静态混合器(Kenics Mixers)。它们适合于强化管内单相流体传热，尤其对强化气体、低雷诺数或高粘度流体传热更为有效[9]。最近，国外又开发出一种称之为H itran Matrix Elements的花环式插入物，它是一种金属丝制翅片管子插入件(Wire2F in Tube Inserts)，能增强湍流，改善传热性能。它是英国Cal Garin Ltd.公司的产品，并取得了专利权[15]。
当前换热器发展的基本趋势是：继续提高设备的传热效率，促进设备结构的紧凑性，加强生产制造的标准化系列化和专业化，并在广泛的范围内继续向大型化的方向发展。各种新型高效紧凑式换热器的应用范围将得到进一步扩大。在压力、温度和流量的许可范围内，尤其是处理强腐蚀性介质而需要使用贵重金属材料的场合下，新型紧凑式换热器将进一步取代管壳式换热器。
70年代的世界能源危机，有力地促进了传热强化技术的发展，为了节能降耗，提高工业生产经济效益，要求开发适用于不同工业过程要求的高效能换热设备[1]。这是因为，随着能源的短缺(从长远来看，这是世界的总趋势)，可利用热源的温度越来越低，换热允许温差将变得更小，当然，对换热技术的发展和换热器性能的要求也就更高[2]。所以，这些年来，换热器的开发与研究成为人们关注的课题，最近，随着工艺装置的大型化和高效率化，换热器也趋于大型化，向低温差设计和低压力损失设计的方向发展。同时，对其一方面要求成本适宜，另一方面要求高精度的设计技术。当今换热器技术的发展以CFD(Computational Fluid Dynamics)、模型化技术、强化传热技术及新型换热器开发等形成了一个高技术体系[3]。
管壳式换热器传热计算示例(终)
管壳式换热器传热设计说明书
设计一列管试换热器，主要完成冷却水——过冷水的热量交换设计压力为管程1.5MPa （表压），壳程压力为0.75MPa（表压），壳程冷却水进,出口温度分别为20℃和50℃，管程过冷水进，出口温度分别为90℃和65℃管程冷水的流量为80t/h。
2、设计计算过程：
（1）热力计算
1)原始数据：
过冷却水进口温度t1′=145℃；
过冷却水出口温度t1〞=45℃；
过冷却水工作压力P1=0.75Mp a（表压）
冷水流量G1=80000kg/h；
冷却水进口温度t2′=20℃；
冷却水出口温度t2〞=50℃；
冷却水工作压力P2=0.3 Mp a（表压）。改为冷却水工作压力P2=2.5 Mp
2)定性温度及物性参数：
冷却水的定性温度t2=( t1′+ t1〞)/2=(20+50)/2=35℃；
冷却水的密度查物性表得ρ2=992.9 kg/m3；
冷却水的比热查物性表得C p2=4.174 kJ/kg.℃
冷却水的导热系数查物性表得λ2=62.4 W/m.℃
冷却水的粘度μ2=727.5×10－6 Pa·s；
冷却水的普朗特数查物性表得P r2=4.865；
过冷水的定性温度℃；
过冷水的密度查物性表得ρ1=976 kg/m3；
过冷水的比热查物性表得C p1=4.192kJ/kg.℃；
过冷水的导热系数查物性表得λ1=0.672w/m.℃；
过冷水的普朗特数查物性表得P r2；
过冷水的粘度μ1=0.3704×10－6 Pa·s。
过冷水的工作压力P1=1.5 Mp a（表压）
3)传热量与水热流量
取定换热器热效率为η=0.98；
管壳式换热器热力计算(最全版)PTT文档
1初)选换流热动器方壳式程温，无计折度算流温Βιβλιοθήκη Baidu等差时修因正系素数F有T，如关果F。T，非采用晶多管体程或结多个构换热、器串密联。度较低的材料，导热系 数较小。材料的含水率、温度较低时，导热系数较小。通 常把导热系数较低的材料称为保温材料，而把导热系数在 瓦/米•度以下的材料称为高效保温材料。
奴塞尔特数
Nu=hL/ λ，其中h、L、λ分别为流体的传热系数、特征 长度与导热系数。代表了长度与热边界岑厚度之比，表征 了流体对流换热能力的大小。
热流体将热量通过某固定面传给冷流体成为传热，稳态传热 的基本方程为：Q=KAΔtm
式中 Q——热负荷，W； K——总传热系数，W/(m2·℃)； A ——换热器总传热面积，m2； Δtm——进行换热的两流体之间的平均温差， ℃
所选用的换热器的换热面积应留有15~25%的裕度。
传热系数和导热系数的区别
1.传热系数以往称总传热系数。国家现行标准规范统一定 名为传热系数。传热系数K值，是指在稳定传热条件下， 围护结构两侧空气温差为1度（K，℃），1小时内通过1 平方米面积传递的热量，单位是瓦/平方米·度（W/㎡·K， 对于低粘度流体(μi<2μa， μa为常温下水的粘度)，可用
(1)算术平均温度差
换热器的传热计算
K 值总是接近且永远小于 i , o 中的小者。 当两侧对流传热系数相差较大时，K 近似等 于 i , o 中小者。 欲提高 K 值，强化传热，最有效的办法是减
小控制热阻。
K 与αi、α0、λ、di、d0、Rsi、Rso等参数有关，即与间
壁结构、流体性质、两侧流体的流动状况有关。 •提高K值，关键在于提高对流传热系数较小一侧的α。 •两侧的α相差不大时，则必须同时提高两侧的α，才能提高K 值。 •污垢热阻为控制因素时，则必须设法减慢污垢形成速率或及 时清除污垢。
d0 1 1 bd0 K 0 d m i d i
1 或K d0 1 bd0 0 d m i d i
——基于外表面积总传热系数计算公式
同理： Ki
1 di 1 bdi i d m 0 d 0
Km
dm dm i di 0d0
1 0.0025 25 1 25 3 3 25 0.58 10 0.5 10 2500 45 22.5 20 50 20
0.0004 0.00058 0.000062 0.000625 0.025 0.0267m2 K / W K 37.5W / m2 K
dQ T t1 t 2 t 3 R R1 R2 R3
1 1 b 1 KdS0 0 dS0 dSm i dSi
管壳式换热器换热面积-换热器设计手册(精品文档)
式中：T 1=98℃T 2=74℃Cp,h =
0.3J/(kg ℃）m h =100834kg/s
W
d=0.01905m αo =40W/(m 2.℃)r o =0.0005(m 2.℃)/W A o /A i =1.0112λw =48W/(m .℃)
本计算表格是基于《换热器设计手册》（钱颂文主编）中相关公式进行的计算
Q=KAΔt m
Q-热负荷，W
K-总传热系数，W/(m 2.℃)
热负荷Q的计算
热流体进口温度
冷流体进A-换热器传热面积，m 2
Δt m -进行换热的两流体之间的平均温度差，
其中总传热系数K的计算公式如下：
热流体质量流量冷流体质热负荷Q=20832000
热流体出口温度
冷流体出热流体比热
冷流体管外流体污垢热阻管内流体
换热管的外表传热面积与内表传热面积之比
换热管的外表
与换热器管内和管外的
平均传热面积之比总传热系数K的计算换热管外径
管壁管外流体传热膜系数
管内流体传管壁材料的导热系数
17.05W/(m 2.℃)
Δt 2=51℃Δt 1=47℃
0.922
Δt 2=71℃Δt 1=27℃
0.38
Δt m =49
Δt m =49
Δt m =48.97277702
Δt m =45.5089394
P=0.281690141
1、当换热器冷热流体逆向流动时
较大端温差
较小端温差Δt 1/Δt 2=总传热系数K=
3、确定平均温度差
(1)当Δt 1/Δt 2 <2 时且逆向流动时
(2)当Δt 1/Δt 2 <2 时且并向流动时
(3)当Δt 1/Δt 2 >2 时且逆向流动时
2、当换热器冷热流体并向流动时
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管壳式换热器传热设计说明书
设计一列管试换热器，主要完成冷却水——过冷水的热量交换设计压力为管程1.5MPa （表压），壳程压力为0.75MPa （表压），壳程冷却水进,出口温度分别为20℃和50℃，管程过冷水进，出口温度分别为90℃和65℃管程冷水的流量为80t/h 。 2、 设计计算过程： （1）热力计算
1)原始数据：
过冷却水进口温度t 1′=145℃； 过冷却水出口温度t 1〞=45℃；
过冷却水工作压力P 1=0.75Mp a （表压） 冷水流量G 1=80000kg/h ； 冷却水进口温度t 2′=20℃； 冷却水出口温度t 2〞=50℃；
冷却水工作压力P 2=0.3 Mp a （表压）。改为 冷却水工作压力P 2=2.5 Mp
2)定性温度及物性参数：
冷却水的定性温度t 2=( t 1′+ t 1〞)/2=(20+50)/2=35℃；
冷却水的密度查物性表得ρ2=992.9 kg/m 3
； 冷却水的比热查物性表得C p2=4.174 kJ/kg.℃ 冷却水的导热系数查物性表得λ2=62.4 W/m.℃
冷却水的粘度μ2=727.5×10－6
Pa·s； 冷却水的普朗特数查物性表得P r2=4.865；
过冷水的定性温度t 1=(t 1−t 1′′)==77.5℃；
过冷水的密度查物性表得ρ1=976 kg/m 3
；
过冷水的比热查物性表得C p1=4.192kJ/kg.℃； 过冷水的导热系数查物性表得λ1=0.672w/m.℃； 过冷水的普朗特数查物性表得P r2=2.312；
过冷水的粘度μ1=0.3704×10－6
Pa·s。 过冷水的工作压力 P 1=1.5 Mp a （表压） 3)传热量与水热流量
取定换热器热效率为η=0.98； 设计传热量：
Q 0=G 1·C p1·(t 1−t 1′′)η×10003600⁄
=80000×4.174×(50−20)×10003600⁄=2727013 W
过冷却水流量：
G 2=
Q 0
C p 2·(t 2′′−t 2′)
=
3600×7513334.187×1000×(40−30)
=93676 t/ℎ ；
4)有效平均温差 逆流平均温差：
∆t count
=(t 1′−t 2′′)−(t 1′′−t 2′)ln t 1′−t 2′′
t 1′′
−t 2′
=(90−50)−(65−20)ln 90−5065−30=42.45 ℃
根据式（3-20）计算参数p 、R:
参数P ：
P=t2′′−t2′
t1′−t2′
=
50−20
90−20
=0.429
参数R：
R=t1′−t1′′
t2′′−t2′
=
90−65
50−20
=0.833
换热器按单壳程2管程设计，查图3—8得温差校正系数Ψ=0.83；有效平均温差：
∆t m=Ψ∆t N=0.92×42.45=40.2 ℃
5)管程换热系数计算：
附录10，初定传热系数K0=400 W/m.℃；
初选传热面积：
A0=Q0
K0·∆t m =751333
400×40.2
=169.59 m2；
选用φ25×2.5无缝钢管作换热管；
管子外径d0=0.025 m；
管子内径d i=0.025-2×0.0025=0.02 m；管子长度取为l=3 m；
管子总数：
n=A0
π·d0·l =169.59
π×0.025×3
=720取720根
管程流通截面积：
A t=n t
2·π
4
·d i2=352
2
·π
4
·0.022=0.11309m2
管程流速：
w2=G2
ρ 2·a2×3600=93676
976×0.11309×3600
=0.23575m/s
管程雷诺数：
Re2=ρ 2·w2·d
μ2=976×0.23575×0.02
370.4×10−6
=12423≫104湍流
管程传热系数：（式3-33c）
α2=3605·(1+0.015t2)w20.8
(100d i)0.2
=
3605(1+0.015×77.5)×0.235750.8
(100×0.02)0.2
=1186W/(m2•°C)
6)结构初步设计： 布管方式见图所示:
管间距s =0.032m （按GB151,取1.25d 0）；
管束中心排管的管数按4.3.1.1所给的公式确定：
N c =1.1√N t =1.1·√720=29 取20根； 壳体内径：
D i =s (N c −1)+4d 0
=0.032×28+4×0.025
=0.9 m 取
Di =0.7m ； 长径比： l/D i =3/0.9=3.3 ，合理
选定弓形折流板
弓形折流板弓高： h =0.2D i =0.2×0.9=0.18m 折流板间距： B =D i /3=0.9/3=0.3m
折流板数量： n B =l B ⁄−1=(3/0.9)−1=12 折流板上管孔直径由GB151-2014可确定为 0.0254mm
折流板直径由GB151-2014可确定为 0.6955m
7）壳程换热系数计算 壳程流通面积：
根据式(3-61)中流体横过管束时流道截面积
046.0032.0025.016.0233.01o i c1=⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛-⨯=⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-=s d BD A m 2
壳程流速：
w 1=
G 1/3600ρ 1·f 1
=
120003600⁄992.9×0.046
=0.0.4865 m/s ；
壳程质量流速：
W 1=ρ 1·w 1=992.9×0.4865=483.05kg m 2
/s ； 壳程当量直径： D e =
D i 2−N t ·d 02
N t ·d 0
=
0.92−720×0.0252
720×0.025
=0.02m ；
壳程雷诺数： Re 2=
ρ 2·w 2·d μ2
=
992.9×0.4865×0.02
370.4×10−6
=26082；
切去弓形面积所占比例按 h/D i =0.2查图4-32得为0.145 壳程传热因子查 图3-24得为j s =20 管外壁温度假定值 t w1′=45℃
壁温过冷水粘度μw1=0.549×10−3 Pa.s
布管示意图