列管式换热器计算
列管式换热器的设计计算
列管式换热器的设计计算1．流体流径的选择哪一种流体流经换热器的管程,哪一种流体流经壳程，下列各点可供选择时参考（以固定管板式换热器为例）(1) 不洁净和易结垢的流体宜走管内，以便于清洗管子。
（2) 腐蚀性的流体宜走管内,以免壳体和管子同时受腐蚀,而且管子也便于清洗和检修.(3) 压强高的流体宜走管内，以免壳体受压.（4) 饱和蒸气宜走管间,以便于及时排除冷凝液，且蒸气较洁净，冷凝传热系数与流速关系不大。
（5) 被冷却的流体宜走管间，可利用外壳向外的散热作用，以增强冷却效果。
（6) 需要提高流速以增大其对流传热系数的流体宜走管内,因管程流通面积常小于壳程，且可采用多管程以增大流速.（7) 粘度大的液体或流量较小的流体,宜走管间，因流体在有折流挡板的壳程流动时，由于流速和流向的不断改变，在低Re(Re〉100)下即可达到湍流，以提高对流传热系数.在选择流体流径时，上述各点常不能同时兼顾，应视具体情况抓住主要矛盾,例如首先考虑流体的压强、防腐蚀及清洗等要求,然后再校核对流传热系数和压强降，以便作出较恰当的选择.2。
流体流速的选择增加流体在换热器中的流速,将加大对流传热系数，减少污垢在管子表面上沉积的可能性，即降低了污垢热阻，使总传热系数增大，从而可减小换热器的传热面积。
但是流速增加，又使流体阻力增大，动力消耗就增多。
所以适宜的流速要通过经济衡算才能定出.此外，在选择流速时，还需考虑结构上的要求。
例如,选择高的流速,使管子的数目减少，对一定的传热面积，不得不采用较长的管子或增加程数。
管子太长不易清洗，且一般管长都有一定的标准；单程变为多程使平均温度差下降。
这些也是选择流速时应予考虑的问题。
3。
流体两端温度的确定若换热器中冷、热流体的温度都由工艺条件所规定，就不存在确定流体两端温度的问题。
若其中一个流体仅已知进口温度，则出口温度应由设计者来确定。
例如用冷水冷却某热流体，冷水的进口温度可以根据当地的气温条件作出估计,而换热器出口的冷水温度，便需要根据经济衡算来决定。
列管式换热器的设计方案计算
列管式换热器的设计方案计算设计方案计算是列管式换热器设计的关键步骤之一，它能够帮助工程师选择适当的列管式换热器类型、尺寸和工作参数。
以下是一个1200字以上的列管式换热器设计方案计算的例子，供参考：1.确定换热器类型：首先需要确定所需的列管式换热器类型。
常见的列管式换热器类型有直流式、逆流式和交叉式。
根据实际应用需求和换热效果等因素选择适合的类型。
2.确定管束尺寸：根据换热介质的流量、温度和压力等参数，计算所需的列管式换热器的管束尺寸。
例如，可以根据热传导方程和设计参数等计算出所需的管束长度、直径和数量等。
3.计算流体参数：根据提供的流体性质数据，例如流体的温度、密度、粘度和热传导系数等，计算出流体的物性参数以及相应的流体换热参数。
这些参数是设计换热器的重要基础。
4.计算传热面积：传热面积是设计换热器的重要参数之一、根据热传导方程和传热区域的形状等计算出所需的传热面积。
通常，传热面积的计算可以根据传热系数、温差和传热介质流量等因素进行。
5.计算传热系数：传热系数是换热器设计中的另一个重要参数。
通过合适的实验或经验公式，计算出传热系数，并考虑到局部传热系数不均匀的因素。
这一步骤将有助于准确地估算传热过程。
6.确定换热器的管材和流体分配：根据所需的换热效果和介质性质等，选择适当的管材和流体分配方案。
例如，可以选择不锈钢、铜或铁等耐腐蚀性好的材料，并确定合适的管道连接方式。
7.计算换热器的压降和泄漏等：换热过程中会产生一定的压降和泄漏。
根据设计参数和所选的换热器类型、尺寸等，计算出合适的压降和泄漏。
这将有助于保证换热器的正常运行和工作效果。
8.最后的设计优化和评估：根据以上计算结果，对设计方案进行优化和评估。
可以借助计算机辅助设计软件或其他工程设计工具，优化换热器的结构、材料和工作参数等，以达到更好的换热效果和经济性。
需要注意的是，以上只是列管式换热器设计方案计算的一个简单示例，具体的设计计算过程和方法将根据具体的应用需求和设计要求而有所不同。
列管式换热器的计算
四、列管式换热器的工艺计算4.1、确定物性参数：定性温度：可取流体进口温度的平均值壳程油的定性温度为T=(140+40)/2=90℃管程流体的定性温度为t=(30+40)/2=35℃根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据煤油在定性温度下的物性数据：ρo=825kg/m3μo=7.15×10-4Pa•Sc po=2.22KJ/(Kg•℃)λo=0.14W/(m•℃)循环冷却水在35℃下的物性数据：ρi=994kg/m3C pi=4.08KJ/(kg.℃)λi=0.626W/(m.℃)μi=0.000725Pa.s4.2、计算总传热系数：4.2.1、热流量m o=［（15.8×104）×103］/(300×24)=21944Kg/hQ o=m o c po t o=21944× 2.22×(140-40)=4.87×106KJ/h=1353KW4.2.1.2、平均传热温差4.2.1.3、冷却水用量W i=Q o/C piΔt=4.87×106/(4.08×(40-30))=119362 Kg/h 4.2.2、总传热系数K=0.023×××=4759W/(.℃﹚壳程传热系数：假设壳程的传热系数污垢热阻管壁的导热系数λ=45W/﹙m.℃﹚则总传热系数K为：4.3、计算传热面积S’=Q/(KΔt)= (1353×103)/(310×39)=111.9m2考虑15%的面积裕度，S=1.15×S’=128.7 m24.4、工艺结构尺寸4.4.1、管径和管内流速选用φ25×2.5传热管（碳钢），取管内流速μi=1m/s 4.4.2、管程数和传热管数依据传热管内径和流速确定单程传热管数=(119362/(994×3600)0.785×0.022×1=106.2≈107根按单程管计算，所需的传热管长度为=128.7/(3.14×0.025×107)=15.32m按单程管设计，传热管过长，宜采用多管程结构。
列管式换热器计算表 (1)
0.618 导热系数W/(m·K)
994.3 密度kg/m3
蒸汽凝液 95
38 66.5 1.543209877
10974 0.000253
0.128 880
正系数 面积 热管数
分程方法
965305.5556 热负荷KW 27.60637488
0.119402985 7.125 0.9
24.8457374 438
#REF! #REF!
（2)核算总传热系数 ①管程对流传热系数 查表得 Pr Nu 管程对流传热系数 W/(m2·℃)
②壳程对流传热系数 查表得 Pr Nu 壳程对流传热系数 W/(m2·℃)
③总传热系数 总传热系数k W/(m2·℃）
此换热器安全系数 %
#REF! #REF! #REF!
5.4 #REF! #REF!
1.43 #REF! #REF!
88703.10136 102008.5666
6 0.025 0.02 216579 0.269355663
列管式换热器计算
列管式换热器计算水蒸气温度150℃，换热器面积32m 2，重油流量3.5T/h （0.97kg/s ），重油进口温度为20℃，初选20#无缝钢管规格为15×1，2管程，每管程94根管，在垂直列上管子数平均为n =16根。
1. 蒸汽侧冷凝换热表面换热系数1h（1）定性温度21w s m t t t +=，假定壁面温度5.149=w t ℃，则21w s m t t t +==148.8℃ 由1m t 查水的物性参数，得1λ=0.685W/(m·K)，=1μ 2.01×10-4N·s/m 2，1ρ=920kg/m 3，r =2113.1×103J/kg 。
（2）定型尺寸：水平管束取nd ，n = 16，d =0.017m（3）表面换热系数1h 计算式=-⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯=-=-41433241131211])5.149150(1001.2017.016101.211381.9685.0920[725.0])([725.0w s t t μnd gr λρh 15451 W/(m 2·K) 2. 重油侧表面换热系数2h（1）由重油的定性温度查重油的物性参数，得2λ=0.175W/(m·K)，=2ν 2.0×10-6m 2/s ，2ρ=900kg/m 3，2c =1.88×10-3 J/(kg·K)，Pr =19.34。
（2）流速u065.094015.0414.390097.0222=⨯⨯⨯==f ρM u m/s （3）雷诺数和努谢尔特数分别为5.487100.2015.0065.0622=⨯⨯==-νud R e =-=-=--22)64.15.487ln 82.1()64.1Re ln 82.1(d f 0.01152.9)134.19()8/011.0(27.107.134.195.487)8/011.0()1(Pr )8/(27.107.1Pr Re )8/(667.05.0667.05.0=-+⨯⨯=-+=f f N d ud （4）表面换热系数2h 为1.111015.0175.052.9222=⨯==d λN h ud W/(m 2·K) 3. 传热系数K忽略管壁热阻，又因管壁很薄可按平壁计算传热系数 =+=+=1.1111154511111121h h K 109.9W/(m 2·K)4. 平均温差法（LMTD 法）计算重油出口温度预先设定''2t ，试算后再校核，现设定''2t =120℃，则=-----=-=12015020150ln )120150()20150(ΔΔln ΔΔΔ''''''tt t t t m 68.2℃ =⨯⨯==2.682.279.109Δm t KA Φ 2.04×105W =+⨯⨯⨯=+=20)1088.197.01004.2)35'222''2t c M Φt 132℃ 设定值与校核值不一致。
列管式换热器的计算
四、列管式换热器得工艺计算4、1、确定物性参数:定性温度:可取流体进口温度得平均值壳程油得定性温度为T=(140+40)/2=90℃管程流体得定性温度为t=(30+40)/2=35℃根据定性温度,分别查取壳程与管程流体得有关物性数据煤油在定性温度下得物性数据:ρo=825kg/m3μo=7、15×10-4Pa•Sc po=2、22KJ/(Kg•℃)λo=0、14W/(m•℃)循环冷却水在35℃下得物性数据:ρi=994kg/m3C pi=4、08KJ/(kg、℃)λi=0、626W/(m、℃)μi=0、000725Pa、s4、2、计算总传热系数:4、2、1、热流量m o=［(15、8×104)×103］/(300×24)=21944Kg/hQ o=m o c po t o=21944×2、22×(140-40)=4、87×106KJ/h=1353KW4、2、1、2、平均传热温差4、2、1、3、冷却水用量W i=Q o/C piΔt=4、87×106/(4、08×(40-30))=119362 Kg/h 4、2、2、总传热系数K=0、023×××=4759W/(、℃﹚壳程传热系数:假设壳程得传热系数污垢热阻管壁得导热系数λ=45W/﹙m、℃﹚则总传热系数K为:4、3、计算传热面积S’=Q/(KΔt)= (1353×103)/(310×39)=111、9m2考虑15%得面积裕度,S=1、15×S’=128、7 m24、4、工艺结构尺寸4、4、1、管径与管内流速选用φ25×2、5传热管(碳钢),取管内流速μi=1m/s4、4、2、管程数与传热管数依据传热管内径与流速确定单程传热管数=(119362/(994×3600)0、785×0、022×1=106、2≈107根按单程管计算,所需得传热管长度为=128、7/(3、14×0、025×107)=15、32m按单程管设计,传热管过长,宜采用多管程结构。
列管式换热器设计方案计算过程参考
根据给定的原始条件，确定各股物料的进出口温度，计算换热器所需的传热面积，设计换热器的结构和尺寸，并要求核对换热器压强降是否符合小于30 kPa的要求。
各项设计均可参照国家标准或是行业标准来完成。
具体项目如下：设计要求：1.某工厂的苯车间，需将苯从其正常沸点被冷却到40℃；使用的冷却剂为冷却水，其进口温度为30℃，出口温度自定。
2.物料（苯）的处理量为1000 吨/日。
3.要求管程、壳程的压力降均小于30 kPa。
1、换热器类型的选择。
列管式换热器2、管程、壳程流体的安排。
水走管程，苯走壳程，原因有以下几点：1.苯的温度比较高，水的温度比较低，高温的适合走管程，低温适合走壳程2.传热系数比较大的适合走壳程，水传热系数比苯大3.干净的物流宜走壳程。
而易产生堵、结垢的物流宜走管程。
3、热负荷及冷却剂的消耗量。
=30℃，冷却冷却介质的选用及其物性。
按已知条件给出，冷却介质为水，根进口温度t1水出口温度设计为t=38℃，因此平均温度下冷却水物性如下：2=0.727Χ10-3Pa.s密度ρ=994kg/m3粘度μ2导热系数λ=62.6Χ10-2 W/(m.K) 比热容Cpc=4.184 kJ/(kg.K)苯的物性如下：进口温度：80.1℃出口温度：40℃密度ρ=880kg/m3粘度μ=1.15Χ10-3Pa.s2导热系数λ=14.8Χ10-2 W/(m.K) 比热容Cpc=1.6 kJ/(kg.K)苯处理量：1000t/day=41667kg/h=11.57kg/s热负荷：Q=WhCph（T2-T1）=11.57×1.6×1000×(80.1-40)=7.4×105W冷却水用量：Wc=Q/[c pc(t2-t1)]=7.4×105/[4.184×1000×(38-30)]=22.1kg/s4、传热面积的计算。
平均温度差（ ） 确定R 和P 值查阅《化工原理》上册203页得出温度校正系数为0.8，适合单壳程换热器，平均温度差为△tm=△t ’m ×0.9=27.2×0.9=24.5由《化工原理》上册表4-1估算总传热系数K （估计）为400W/（m2·℃）估算所需要的传热面积：S 0=估计 =75m25、换热器结构尺寸的确定，包括：（1）传热管的直径、管长及管子根数；由于苯属于不易结垢的流体，采用常用的管子规格Φ19mm ×2mm管内流体流速暂定为0.7m/s所需要的管子数目：，取n 为123 管长： =12.9m 按商品管长系列规格，取管长L=4.5m ，选用三管程管子的排列方式及管子与管板的连接方式:管子的排列方式，采用正三角形排列；管子与管板的连接，采用焊接法。
列管式换热器(设计举例)
三、平均传热温差
平均传热温差是换热器的传热推动力。其值不但和流体的进出口温度有关，而且还与换 热器内两种流体的流型有关。对于列管式换热器，常见的流型有三种：并流，逆流，和折流
对于并流和逆流，平均传热温差均可用换热器两端流体温度的对数平均温差表示， 即：
《列管式换热器》
t m t1 t 2 t ln 1 t 2
R
热流体的温降 T1 T2 冷流体的温升 t 2 t1 t t 冷流体的温升 1 2 两流体最初温差 T1 T2
(1—13 a )
P
式中
(1—13 b )
T1、T2 — 热流体进、出口温度， ℃； t1、t 2 — 冷流体进、出口温度， ℃.
《列管式换热器》
第- 称为管心距。管心距的大小主要与传热管和管板的连接方式有 关，此外还要考虑到管板强度和清洗管外表面时所需的空间。 传热管和管板的连接方法有胀接和焊接两种，当采用胀接法时，采用过小的管心距，常 会造成管板变形，而采用焊接法时，管心距过小，也很难保证焊接质量，因此管心距应有一 定的数值范围。一般情况下，胀接时，取管心距 t 1.3～1.5d 0 ；焊接时，取 t 1.25d 0 ( d 0
共 37页
一般要求 t 的值不得低于 0.8，若低于此值，当换热器的操作条件略有变化时， t 的 变化较大，使得操作极不稳定。 t 小于 0.8 的原因在于多管程换热器内出现温度交差或温 度逼近。在这种情况下，应考虑采用多壳程结构的换热器或多台换热器串联来解决。所需的 壳程数或串联的换热器的台数可按下述方法确定： 首先，在坐标纸上作 Q ～ T 和 Q ～ t 线，由热衡算方程知，若两流体的热容量流率不变则
《列管式换热器》
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列管式换热器的设计和选用的计算步骤
表4-18设计条件数据
物料 流量 kg/h 组成（含乙醇量）mol% 温度 ℃ 操作压力MPa
进口 出口
釜液 109779 3.3 145 0.9
原料液 102680 7 95 128 0.53
试设计选择适宜的列管换热器。
解：
（1） 传热量Q及釜液出口温度
a. 传热量Q
选用 规格钢管，设管内的流速 ，则：
单管程所需管子根数n：
设单台换热器的传热面积为 ，则单台传热面积为：
选取管束长l＝6m，则管程数 为
故应选取管程数 为2。根据以上确定的条件，按列管换热器标准系列，初步选取型号为G800-II-16-225固定管板式换热器两台，其主要性能参数如下：
解：
a. 设管内的表面传热系数为
则管内
由以上条件可采用以下公式计算空气表面传热系数 ：
所以
判断合用否？
又 ℃
热流量
所需换热面积为
则
换热管的实际面积为 ，则
所以该换热器合用。
b. 若将苯的流量提高20%，则管内表面传热系数将增大，设为
则
0.686
0.578 678.0
935.6
908.0
2.617
4.267
4.135
由热流量衡算得：
＝113.1℃
（2） 换热器壳程数及流程
a. 换热器的课程数
对于无相变的多管程的换热器壳程数 的确定，是由工艺条件，即冷、热物流进出口温度，按逆流流动给出传热温差分布图如图4-71所示，采用图解方法确定壳程数 。
◎ 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：
列管式换热器的计算
列管式换热器的计算列管式换热器是一种常见的热交换设备，用于将热量从一个流体传递给另一个流体。
它由一组管子和外壳组成，热量通过管壁传递。
在设计或计算列管式换热器时，需要考虑各种参数和因素。
下面将详细介绍列管式换热器的计算方法。
首先，需要确定列管式换热器的传热面积。
传热面积影响热量传递的效率，可以通过以下公式计算：A=n×π×D×L其中：A表示传热面积（m2）n表示管子数量D表示管子外径（m）L表示管子长度（m）然后，需要计算每个管子的传热系数。
传热系数表示单位面积上的传热量，可以通过以下公式计算：U=(1/(1/h_i+δ_i/k_i+1/h_o))其中：U表示总传热系数（W/(m2·K)）h_i表示内壁对流传热系数（W/(m2·K)）δ_i表示管壁导热系数（W/(m·K)）k_i表示管壁导热系数（W/(m·K)）h_o表示外壁对流传热系数（W/(m2·K)）对流传热系数可以通过经验公式、实验或计算获得。
管壁导热系数可以根据管材的材料及厚度获得。
接下来，需要计算传热器的热负荷。
热负荷表示单位时间内流体传递的热量，可以通过以下公式计算：Q=m×Cp×ΔT其中：Q表示热负荷（W）m 表示流体的质量流量（kg/s）Cp 表示流体的定压比热容（J / (kg·K)）ΔT表示流体进出口温度的温差（K）最后，需要计算传热器的温度差。
温度差表示流体进出口温度之间的差距，可以通过以下公式计算：ΔT = (T_i - T_o) / ln(T_i / T_o)其中：ΔT表示温度差（K）T_i表示进口温度（K）T_o表示出口温度（K）根据以上公式，可以计算出列管式换热器的传热面积、传热系数、热负荷和温度差。
这些参数和结果对于合理设计和选择列管式换热器非常重要。
列管式换热器的计算
列管式换热器的计算四、列管式换热器得⼯艺计算4、1、确定物性参数:定性温度:可取流体进⼝温度得平均值壳程油得定性温度为T=(140+40)/2=90℃管程流体得定性温度为t=(30+40)/2=35℃根据定性温度,分别查取壳程与管程流体得有关物性数据煤油在定性温度下得物性数据:ρo=825kg/m3µo=7、15×10-4Pa?Sc po=2、22KJ/(Kg?℃)λo=0、14W/(m?℃)循环冷却⽔在35℃下得物性数据:ρi=994kg/m3C pi=4、08KJ/(kg、℃)λi=0、626W/(m、℃)µi=0、000725Pa、s4、2、计算总传热系数:4、2、1、热流量m o=［(15、8×104)×103］/(300×24)=21944Kg/hQ o=m o c po t o=21944×2、22×(140-40)=4、87×106KJ/h=1353KW4、2、1、2、平均传热温差4、2、1、3、冷却⽔⽤量W i=Q o/C piΔt=4、87×106/(4、08×(40-30))=119362 Kg/h 4、2、2、总传热系数K =0、023×××=4759W/(、℃﹚壳程传热系数:假设壳程得传热系数污垢热阻管壁得导热系数λ=45W/﹙m、℃﹚则总传热系数K为:4、3、计算传热⾯积S’=Q/(KΔt)= (1353×103)/(310×39)=111、9m2考虑15%得⾯积裕度,S=1、15×S’=128、7 m24、4、⼯艺结构尺⼨4、4、1、管径与管内流速选⽤φ25×2、5传热管(碳钢),取管内流速µi=1m/s4、4、2、管程数与传热管数依据传热管内径与流速确定单程传热管数=(119362/(994×3600)0、785×0、022×1=106、2≈107根按单程管计算,所需得传热管长度为=128、7/(3、14×0、025×107)=15、32m按单程管设计,传热管过长,宜采⽤多管程结构。
列管式换热器计算
列管式换热器计算列管式换热器（shell and tube heat exchanger）是广泛应用于工业生产过程中的一种热能传递设备。
它主要由壳体、管束和传热介质组成，通过将两个介质分别流经壳体和管束，实现热能传递的目的。
在进行列管式换热器的计算之前，需要了解一些基本的参数和公式。
1.热传导功率计算公式：热传导功率（Q）可以通过以下公式计算：Q=U×A×ΔTm其中，U为传热系数（W/(m²·K)），A为传热面积（m²），ΔTm为平均温差（K）。
2.传热系数的计算：传热系数的计算是列管式换热器计算中的关键步骤。
传热系数（U）可以通过以下公式计算：1/U = 1/hi + Σ(δ/ki) + 1/ho其中，hi为管内传热系数（W/(m²·K)），δ为管壁厚度（m），ki为管材的导热系数（W/(m·K)），ho为壳体侧传热系数（W/(m²·K)）。
3.管内传热系数的计算：管内传热系数（hi）可以通过经验公式获得。
常用的经验公式有Dittus-Boelter公式和Sieder-Tate公式。
4.壳体侧传热系数的计算：壳体侧传热系数（ho）通常需要经验或试验数据来确定，也可以通过计算软件进行估算。
5.平均温差的计算：平均温差（ΔTm）可以通过以下公式计算：ΔTm = (Ts – Tf) / ln((Ts – Tf) / (Tg – Tf))其中，Ts为传出介质的温度（K），Tf为传入介质的温度（K），Tg为壳体侧介质的温度（K）。
通过以上的基本参数和公式，可以进行列管式换热器的计算。
首先，需要确定换热器的设计要求和工艺参数，例如需求的传热功率、传入介质和传出介质的温度、壳体侧介质的温度等。
其次，选择适当的管材和壳体材料，确定管径、管程数和管束类型。
根据设计要求，计算所需的传热面积，并选择管程数和管长。
然后，通过管内传热系数的计算公式，确定管内传热系数。
化工原理课程设计列管式换热器
可用旳场合:
1)管程走清洁流体;
2)管程压力尤其高;
3)管壳程金属温差很大,固定管板换热器连设置膨胀节都无法 满足要求旳场合.
2、流动空间旳选择
3、流速旳拟定
4、流动方式旳选择
除逆流和并流之外，在列管式换热器中冷、 热流体还能够作多种多管程多壳程旳复杂 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造成流体阻 力损失，即输送流体旳动力费用增长。所 以，在决定换热器旳程数时，需权衡传热 和流体输送两方面旳损失。
5、流体出口温度旳拟定
若换热器中冷、热流体旳温度都由工艺条件所要求，则不存在 拟定流体两端温度旳问题。若其中一流体仅已知进口温度，则 出口温度应由设计者来拟定。例如用冷水冷却一热流体，冷水 旳进口温度可根据本地旳气温条件作出估计，而其出口温度则 可根据经济核实来拟定：为了节省冷水量，可使出口温度提升 某些，但是传热面积就需要增长；为了减小传热面积，则需要 增长冷水量。两者是相互矛盾旳。一般来说，水源丰富旳地域 选用较小旳温差，缺水地域选用较大旳温差。但是，工业冷却 用水旳出口温度一般不宜高于45℃，因为工业用水中所含旳部 分盐类（如CaCO3、CaSO4、 MgCO3和MgSO4等）旳溶解度 随温度升高而减小，如出口温度过高，盐类析出，将形成传热 性能很差旳污垢，而使传热过程恶化。假如是用加热介质加热 冷流体，可按一样旳原则选择加热介质旳出口温度。
取管长应根据出厂旳钢管长度合理截用。 我国生产系列原则中管长有1.5m，2m， 3m，4.5m，6m和9m六种，其中以3m和 6m更为普遍。同步，管子旳长度又应与管 径相适应，一般管长与管径之比，即L/D约 为4～6
列管式换热器-换热面积计算
输入
（2）计算对数平均温差
对数平均温度差， ℃
△tlm 42.45093508
输出
(T1-T1)/(t2-t1)
R
1.166666667
输出
(t2-t1)/(T1-t1)
S
0.4
输出
传热量(1W=1J/s), J/s Q
1393333.333
输出
温差修正系数
Ft
0.9
按图15-14
总传热系数 W/(m2*K) K
1
0.93
0.019850627 0.147095986 0.6
输入 输入 输出 输入 输入 输入 输出 输出 输入
输入
输出
0.0004688 6594蒸汽导热系数
传热系数：1000-3400kcal/(m2*h*℃)
1kcal/m2*h*℃=1.163W/(m2*K)
冷介质（管程） 热介质（壳程）
3012.17
输入
平均温差
△tm 38.20584157
（3）计算蒸汽用量
水流量 水流量
kg/s t/h
11.11111111 W水
40
输出 输入
蒸汽流量 蒸汽流量
kg/s t/h
9.523809524 W气
34.28571429
输出 输出
（4）换热面积计算
换热面积,m2
A
12.107换热管外径
m Do
换热管壁厚
mδ
换热管内径
m di
管心距
m Pτ
三角形不管
m
挡板间距
m
换热管长度
mL
换热管根数
Nτ
换热管配置角度对换热器直径 影响系数
列管式换热器选型设计计算
列管式换热器选型设计计算首先，需要确定换热器的热负荷，即需要传热的热量。
一般可以根据物料的流量、进出口温度差和物料的比热容来计算。
例如，物料流量为1000 kg/h，进口温度为80°C，出口温度为60°C，比热容为3.8kJ/(kg·°C)，则热负荷为：接下来，需要选择适当的传热面积。
传热面积与传热效果成正比。
可以根据传热系数和传热面积的关系来计算，公式如下：Q=U×A×ΔTm其中，U为换热系数，A为传热面积，ΔTm为物料的平均温差。
由于换热系数与流体特性、流体配管、管壁传热等因素有关，需要通过经验或参考书籍来确定一个合适的换热系数。
常见的换热系数范围为1000-4000W/(m2·°C)。
通过计算可以得到传热面积：A=Q/(U×ΔTm)然后，需要确定流体流速和压降。
流速的选择要考虑到换热效果和能耗的平衡。
一般情况下，流速应该在合适的范围内，避免过高或过低造成换热效果不佳或能耗过大。
压降则需要根据流体的压力和流速来计算。
一般通过经验公式或流体力学方法来计算。
最后，选择合适的材料和管子数量。
材料要能够满足工艺要求，耐腐蚀、耐高温等。
常见的材料有不锈钢、碳钢、铜等。
管子数量的选择要保证传热面积充分利用，同时要考虑到设备的尺寸和造价等因素。
总结起来，列管式换热器选型设计主要包括确定热负荷、选择传热面积、确定流体流速和压降、选择材料和管子数量等。
这些步骤需要考虑换热器的传热性能、流体特性、工艺要求和经济性等因素，通过计算和经验可以确定最合适的选型设计方案。
列管换热器换热面积以及压降计算
Q(Kcal) kw 2160000 2511.627907
换热面积公式 面积计算 计算结果
A=Q/(K*Βιβλιοθήκη t)Q(Kcal) K(Kcal/m2.h. Δt(°C) °C)
A(m2)
设计面积(m2)
2160000
516
7.982356001 524.412405 576.853646
冷却水量 水量计算 计算结果
20 mm 1.5 mm
17 mm 4000 mm
λi；一摩擦系数， 无量纲，可根据雷诺数Re和相对粗糙 度e/d; (e为绝对粗糙度)查图或由下列各式求取;
ρi；管内流体 密度
0.032 1000 kg/m³
壳程压降 △P1一流体横过 管束的压力降， Pa;
25391.1661 Pa 17605.0131 Pa
0.3
fo-壳程流体摩
擦系数， 当 Re>500时，
0.88376168
fnoc=-5横.0过Re管-束0.中228; 心Uo线-按的壳管程子流数通;
31.0348192
截面积A。计算 的流速
0.65415453 m/s
Di；换热器壳体 内径 ιb；折流挡板 间距 ρ；壳内流体密 度
850 mm 500 mm
1000 kg/m³
并流对数
平均温差 Δt=[(T1-t1)-(T2-t2)]/LN[(T1-t1)/(T2-t2)]
公式
逆流对数
平均温差 T1
T2
t1
t2
Δt
计算
40
30
5
10 26.8041
蒸汽热量 公式
Q=r*M(表压4Kg/cm2)
热量计算
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管程流体
进口温度t1℃
出口温度t2 ℃
定性温度℃
流量W1 kg/h
比热CP1 KJ/(kg·K)
黏度Pa·s
导热系数W/(m·K)
密度kg/m3
热负荷KW
按逆流计算的传热温差ΔT ℃
计算温度校正系数
P
R
查图求得温度校正系数Φ
实际的传热温差ΔT ℃
初选总传热系数K W/(m2·℃）
换热面积 m2
参照换热面积选取列管换热器结构参数
壳体直径 mm
列管数（根）
列管外径 mm
列管内径 mm
列管长度 mm
管间距 mm
折流板间距 mm
列管材质及导热系数 W/(m·K)
设计的换热面积 m2
结垢校正因子，对DN25管子取为1.4，对DN19管子取为1.5
管程数
串联的壳程数
管子排列方式对压降的校正因子，正三角形为0.5，正方形斜转45度为0.4，正方形为0.3管程流体被加热取0.4，被冷却取0.3
壳程流体被加热取0.4，被冷却取0.3
管壁内侧表面污垢热阻（m2·℃）/K
管壁外侧表面污垢热阻（m2·℃）/K
换热管壁厚 mm
换热管平均直径 mm
采用此传热面积下的总传热系数 W/(m2·℃）
冷却水壳程流体蒸汽凝液
28进口温度T1 ℃180
38出口温度T2 ℃60
33定性温度℃120 244341流量W2 kg/h20000
4.174比热CP2 KJ/(kg·K) 4.25
0.0008黏度Pa·s0.00024
0.6176导热系数W/(m·K)0.685
995.7密度kg/m3943.1 2832.99815热负荷KW2833.333333
73.82098716
0.065789474
12
0.9
66.43888844
1000
42.64570645
600
245
25
20
3000
32
150
45
55.8
1.4
1
1
0.5
0.4
0.3
0.0002
0.0002
2.5
22.5
764.2599722
（1）核算压力降
①管程压强降
管程流通面积 m20.07693管程流速 m/s0.886073 Re22056.58取管壁粗糙度 mm0.1相对粗糙度0.005查图求得摩擦系数0.032直管中压力降 Pa1876.199回弯管压力降 Pa1172.625壳程总压力降 Pa4268.353
②壳程压强降
管子正三角形排列时，横过管束中心线的管子数17.21772折流板数19壳程流通面积 m20.025434壳程流速 m/s0.231613 Re22753.57壳程流体摩擦系数0.507648流体横过管束的压力降 Pa2211.017流体流过折流板缺口的压强降 Pa1441.878壳程总压力降 Pa3652.896
（2)核算总传热系数
①管程对流传热系数
查表得 Pr 5.4 Nu134.746管程对流传热系数 W/(m2·℃)4160.956
②壳程对流传热系数
查表得 Pr 1.43 Nu78.33724壳程对流传热系数 W/(m2·℃)2146.44
③总传热系数
总传热系数k W/(m2·℃）782.4556此换热器安全系数 % 2.380818。