列管式换热器的设计计算
列管式换热器选型设计计算
第一部分列管式换热器选型设计计算一．列管式换热器设计过程中的常见问题换热器设计的优劣最终要以是否适用、经济、安全、负荷弹性大、操作可靠、检修清洗方便等为考察原则。
当这些原则相互矛盾时，应在首先满足基本要求的情况下再考虑一般原则。
1．流体流动空间的选择原则（1）不洁净和易结垢的流体宜走管内，因为管内清洗比较方便。
（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，可节省壳体金属消耗量。
（4）饱和蒸气宜走管间，以便于及时排出冷凝液，且蒸气较洁净，它对清洗无要求。
（5）有毒流体宜走管内，使泄漏机会较少。
（6）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。
（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，可以提高对流传热系数。
（8）对于刚性结构的换热器，若两流体的温度差较大，对流传热系数较大者宜走管间，因壁面温度与α大的流体温度相近，可以减少热应力。
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。
2．流体流速的选择根据管内湍流时对流传热系数αi∝u0.8，流速增大，则αi增大，同时污垢热阻R si 减小，利于传热，从而可减少传热面积，节约设备费用；但同时又使压降增大，加大了动力消耗，提高了操作费用。
可见应全面分析权衡比较适宜的流速。
（1）所选流速要尽量使流体湍流，有利传热。
（2）所选流速应使管长或程数恰当。
管子过长，不便于清洗管内污垢；而管子过短，管程数增加，使结构复杂化，传热温差减少，均会降低传热效果。
（3）粘度大的流体，流速应小些，可按滞流处理。
（4）高密度流体（液体），阻力消耗与传热速率相比一般较小，可适当提高流速。
在我们教材及换热器设计手册中均给了出一些经验数据，以供参考。
3．管子规格及排列情况（1）管径选择：国内换热器系列标准件中管子规格为Φ25×2.5mm、Φ19×2mm，在再沸器中可采用Φ38×3mm。
列管式换热器的设计与计算
列管式换热器的设计与计算设计步骤如下：第一步：确定换热器的需求首先需要明确换热器的设计参数，包括流体的性质、流量、进出口温度、压力等。
这些参数将在后续的计算中使用。
第二步：选择合适的换热器型号根据设计参数和换热需求，选择合适的列管式换热器型号。
常见的型号包括固定管板式、弹性管板式、钢套铜管式等。
第三步：计算表面积根据流体的热传导计算表面积。
换热器的表面积是根据热传导定律计算得到的，公式为：Q=U×A×ΔT，其中Q为换热量，U为传热系数，A为表面积，ΔT为温差。
根据这个公式，可以计算出所需的表面积。
第四步：确定管子数量和尺寸根据所需的表面积和型号，确定换热器中管子的数量和尺寸。
根据流体的流速和换热需求，计算出每根管子的长度和直径。
第五步：确定管板和管夹的尺寸根据管子的尺寸，确定管板和管夹的尺寸。
管板和管夹是固定管子的重要部分，负责把管子固定在换热器中，保证流体的正常流动。
第六步：确定换热器的材质和厚度根据流体的性质和工作条件，确定换热器的材质和厚度。
常见的材质有不锈钢、碳钢、铜等。
通过计算流体的温度、压力和腐蚀性等参数，选择合适的材质和厚度。
第七步：校核换热器的强度对换热器的强度进行校核。
根据国家相关标准和规范，对换热器的强度进行计算和验证，确保其能够承受工作条件下的压力和温度。
第八步：制定施工方案和图纸根据设计结果，制定换热器的施工方案和详细图纸。
包括换热器的总体布置，管子的连接方式，焊接和安装步骤等。
上述是列管式换热器的设计步骤，下面将介绍列管式换热器的计算方法。
首先，需要计算流体的传热系数。
传热系数的计算包括对流传热系数和管内传热系数两部分。
对于对流传热系数，可以使用已有的经验公式或经验图表进行估算。
对于管内传热系数，可以使用流体的性质和流速等参数进行计算。
其次，根据传热系数和管子的尺寸，计算管子的传热面积。
管子的传热面积可以根据管子的长度和直径进行计算。
然后，根据热传导定律，计算换热器的传热量。
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。
化工原理课程设计 列管式换热器
化工原理课程设计列管式换热器设计要求：设计一个列管式换热器，实现两种不同温度的流体之间的热量传递。
设计要求如下：1. 列管式换热器采用直管式结构，热传导介质为水和油；2. 设计流量分别为水流量 Q1 = 500 L/h，油流量 Q2 = 300 L/h；3. 设计温度分别为水的进口温度 T1i = 80℃，油的进口温度T2i = 120℃；4. 确定水的出口温度 T1o 和油的出口温度 T2o；5. 选择合适的换热器材料，确保换热效果良好；6. 根据设计参数计算所需的换热面积 A 和换热效率η。
设计方案：1. 确定管径和管长：首先根据水和油的流量和温度差，计算所需的换热面积。
然后确定换热器的尺寸，其中包括管径和管长。
2. 选择换热器材料：根据换热介质的性质和工作条件，选择合适的换热器材料，例如不锈钢。
3. 计算出口温度：根据热平衡原理，计算水和油的出口温度。
假设换热器满足热平衡条件，即水的热量损失等于油的热量增加。
4. 计算换热面积：根据换热器的尺寸和热传导方程，计算所需的换热面积。
5. 计算换热效率：根据热平衡原理和换热器的热传导性能，计算换热效率。
实施步骤：1. 根据设计流量和温度差，计算所需的换热面积。
假设水和油的传热系数均为常数，可以使用换热传导方程进行计算。
2. 根据所需的换热面积和理论计算值，选择合适的换热器尺寸。
3. 根据所选换热器材料，计算换热器的尺寸和管径。
假设管壁温度近似等于流体温度。
4. 根据热平衡原理，计算出口温度。
假设热平衡条件满足，即水的热量损失等于油的热量增加。
5. 根据所选材料和尺寸，计算换热效率。
假设换热器的热传导系数为常数，使用换热效率计算公式进行计算。
总结：本课程设计主要针对列管式换热器的设计，通过选择合适的换热器材料和计算换热器的尺寸，实现了水和油之间的热量传递。
根据设计要求，通过计算出口温度和换热效率，验证了设计方案的合理性。
设计过程需要考虑多方面的因素，如流体性质、流量和温度差等。
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。
列管式换热器的设计
物性数据ρ２＝879 kg/m3
CP2＝1.813 kJ/kg·K
μ2＝4.4×10-4N·S/m2
λ2= =1.384×10-4kW/m·K
2、水蒸汽（下标1表示）的物性数据
定性温度 蒸汽压力200Kpa下的沸点为Ts＝119.6℃
物性数据ρ１＝1.1273 kg/m3
γ１＝2206.4 kJ/kg
蒸汽体积流量V＝Gν＝0.564×0.903＝0.510 m3/s
取蒸汽流速u’＝20 m/s
＝0.180m＝180mm
选用无缝热轧钢管（YB231-64）Φ194×6mm，长200mm。
3、冷凝水排出口
选用水煤气管 即Φ42.25×3.25mm，长100mm。
（七）、校核流体压力降
1、管程总压力降
1、列管式换热器是目前化工生产中应用最广泛的一种换热器，它的结构简单、坚固、容易制造、材料范围广泛，处理能力可以很大，适应性强。但在传热效率、设备紧凑性、单位传热面积的金属消耗量等方面还稍次于其他板式换热器。此次设计所采用的固定管板式换热器是其中最简单的一种。
2、由于水蒸汽的对流传热系数比苯侧的对流传热系数大得多，根据壁温总是趋近于对流传热系数较大的一侧流体的温度实际情况，壁温与流体温度相差无几，因此本次设计不采用热补偿装置。
实际管数n＝NT－NTb－n3＝169－23＝146根，每程73根排列管
实际流速
m/s
与初假设苯的流速u’2=0.55m/s相近，可行。
3、换热器长径比
符合要求（ ）
（五）、校核计算
1、校核总传热系数K值
（1）管内对流传热系数α2
W/m2·℃
（2）管外对流传热系数α1
式中：n为水平管束垂直列上的管数，n＝7；
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。
列管式换热器的设计与计算
列管式换热器的设计与计算一、需求分析在进行列管式换热器设计与计算之前，首先要明确用户需求。
包括换热介质的种类、流量、进出口温度、压力等参数。
通过对用户需求的分析，可以确定换热器的基本工况。
二、换热面积计算换热面积是列管式换热器设计的重要参数之一、常用的换热面积计算方法有经验公式法、传热负荷法和数值计算法。
其中最常用的方法是经验公式法。
经验公式法是通过已有的实验数据和经验公式来计算换热面积。
常用的经验公式有Dittus-Boelter公式、Sieder-Tate公式和Petukhov公式等。
选择适当的公式并对其进行解析，可以计算出换热器的换热面积。
三、流体参数计算在进行列管式换热器设计与计算之前，需要准确地确定流体的物性参数。
包括流体的热传导系数、粘度、比热容等。
这些参数的计算可以通过查表或者使用流体模拟软件来实现。
四、管道布置管道布置是列管式换热器设计的重要环节。
合理的管道布置可以提高换热效率，减小流体的压降。
通常情况下，采用等分流或者逆流布置方式。
在进行管道布置时，需要考虑管道的长度、中心距、管程数等因素。
五、管壳选型根据用户需求和换热介质的特点，选择合适的管壳材质和型号。
常见的管壳材质有碳钢、不锈钢、铜合金等。
在选择管壳型号时，要考虑流体进出口大小、壳体结构和安装方式等因素。
六、压降计算在进行列管式换热器设计与计算时，需要考虑流体在管内和管外的压降。
通过压降计算可以确定管道的尺寸、长度和流速等参数。
压降计算一般有几种方法，包括经验公式法、流体力学模拟法和试验法等。
七、材料选用在列管式换热器的设计与计算中，材料的选用非常重要。
常见的材料有碳钢、不锈钢、铜合金等。
选择合适的材料，可以确保换热器的使用寿命和性能。
八、换热器结构设计换热器的结构设计包括换热管的排列方式、管道的长度和直径等。
这些参数的选择与具体的应用场景和换热介质有关。
换热器的结构设计要满足换热效率高、压降小和结构紧凑等要求。
总结：列管式换热器的设计与计算涉及多个方面，包括换热面积计算、流体参数计算、管道布置、管壳选型、压降计算、材料选用和换热器结构设计等。
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
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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计算
列管式换热器的设计计算
设计计算列管式换热器需要考虑多个因素，包括热负荷、传热系数、
综合热传导系数、管壁温度、传热面积等。
下面将介绍列管式换热器的设
计计算方法。
1.确定热负荷：首先需要确定需要换热的流体的温度差，以及流体的
流量。
根据热传导方程和换热面积乘以传热系数，可以计算出热负荷。
2.确定传热系数：传热系数是判断换热器传热效果的重要参数。
根据
换热器内外壁传热面积、内外壁综合热传导系数以及传热面积乘以壁面传
热系数，可以计算出传热系数。
3.确定综合热传导系数：综合热传导系数可以通过考虑换热器材料的
导热系数和传热面与环境之间的热传导路径来计算。
4.确定管壁温度：根据热传导方程和壁面传热系数，可以计算出管壁
温度。
5.确定传热面积：传热面积是换热器设计的重要参数之一、传热面积
的大小直接影响到换热器的传热效果。
传热面积可以通过测量换热器的长度、管道内径和管板数量来计算。
综上所述，列管式换热器的设计计算主要包括确定热负荷、传热系数、综合热传导系数、管壁温度和传热面积等参数。
根据这些参数可以得到换
热器的设计方案，以满足实际的换热需求。
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
列管式换热器的设计计算
2.4 列管换热器设计例如某生产过程中，需将6000 kg/h的油从140℃冷却至40℃，压力为0.3MPa；冷却介质采用循环水，循环冷却水的压力为0.4MPa，循环水入口温度30℃，出口温度为40℃。
试设计一台列管式换热器，完成该生产任务。
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：热流体进口温度140℃，出口温度40℃冷流体(循环水)进口温度30℃，出口温度40℃。
该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温和壳体壁温之差较大，因此初步确定选用带膨胀节的固定管板式式换热器。
〔2〕流动空间及流速确实定由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，应使循环水走管程，油品走壳程。
选用ф25×2.5的碳钢管，管流速取u i=0.5m/ｓ。
2．确定物性数据定性温度：可取流体进口温度的平均值。
壳程油的定性温度为(℃)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。
油在90℃下的有关物性数据如下：密度ρo=825 kg/m3定压比热容c po=2.22 kJ/(kg·℃)导热系数λo=0.140 W/(m·℃)粘度μo=0.000715 Pa·s循环冷却水在35℃下的物性数据：密度ρi=994 kg/m3定压比热容c pi=4.08 kJ/(kg·℃)导热系数λi=0.626 W/(m·℃)粘度μi=0.000725 Pa·s3．计算总传热系数〔1〕热流量Q o=W o c poΔt o=6000×2.22×(140-40)=1.32×106kJ/h=366.7(kW)〔2〕平均传热温差(℃)〔3〕冷却水用量(kg/h)〔4〕总传热系数K管程传热系数W/(m·℃)壳程传热系数假设壳程的传热系数αo=290 W/(m2·℃)；污垢热阻R si=0.000344 m2·℃/W , R so=0.000172 m2·℃/W管壁的导热系数λ=45 W/(m·℃)=219.5 W/(m·℃)4．计算传热面积(m2)考虑15％的面积裕度，S=1.15×S′=1.15×42.8=49.2(m2)。
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2.4 列管换热器设计示例
某生产过程中，需将6000 kg/h的油从140℃冷却至40℃，压力为0.3MPa；冷却介质采用循环水，循环冷却水的压力为0.4MPa，循环水入口温度30℃，出口温度为40℃。
试设计一台列管式换热器，完成该生产任务。
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：热流体进口温度140℃，出口温度40℃冷流体(循环水)进口温度30℃，出口温度40℃。
该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温和壳体壁温之差较大，因此初步确定选用带膨胀节的固定管板式式换热器。
（2）流动空间及流速的确定
由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，应使循环水走管程，油品走壳程。
选用ф25×2.5的碳钢管，管内流速取u i=0.5m/ｓ。
2．确定物性数据
定性温度：可取流体进口温度的平均值。
壳程油的定性温度为(℃)
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。
油在90℃下的有关物性数据如下：
密度ρo=825 kg/m3
定压比热容c po=2.22 kJ/(kg·℃)
导热系数λo=0.140 W/(m·℃)
粘度μo=0.000715 Pa·s
循环冷却水在35℃下的物性数据：
密度ρi=994 kg/m3
定压比热容c pi=4.08 kJ/(kg·℃)
导热系数λi=0.626 W/(m·℃)
粘度μi=0.000725 Pa·s
3．计算总传热系数
（1）热流量
Q o=W o c poΔt o=6000×2.22×(140-40)=1.32×106kJ/h=366.7(kW)
（2）平均传热温差
(℃)
（3）冷却水用量
(kg/h)
（4）总传热系数K
管程传热系数
W/(m·℃)
壳程传热系数
假设壳程的传热系数αo=290 W/(m2·℃)；
污垢热阻R si=0.000344 m2·℃/W , R so=0.000172 m2·℃/W
管壁的导热系数λ=45 W/(m·℃)
=219.5 W/(m·℃)
4．计算传热面积
(m2)
考虑15％的面积裕度，S=1.15×S′=1.15×42.8=49.2(m2)。
5．工艺结构尺寸
（1）管径和管内流速
选用ф25×2.5传热管(碳钢)，取管内流速u i=0.5m/s。
（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
按单程管计算，所需的传热管长度为(m)
按单管程设计，传热管过长，宜采用多管程结构。
现取传热管长L=6m，则该换热器管程数
为(管程)
传热管总根数N=58×2=116(根)
（3）平均传热温差校正及壳程数
平均传热温差校正系数
第2章换热器设计
按单壳程，双管程结构，温差校正系数应查有关图表。
但R=10的点在图上难以读出，因而相应以1/R代替R，PR代替P，查同一图线，可得φΔt=0.82
平均传热温差Δt m=φΔtΔ′t m=0.82×39=32(℃)
（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(根)
（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
(mm)
圆整可取D＝450mm
（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＝0.25×450＝112.5(mm)，故可取h＝110 mm。
取折流板间距B＝0.3D，则B＝0.3×450＝135(mm)，可取B为150。
折流板数NB=传热管长/折流板间距-1=6000/150-1=39(块)
折流板圆缺面水平装配。
（7）接管
壳程流体进出口接管：取接管内油品流速为u＝1.0 m/s，则接管内径为
取标准管径为50 mm。
管程流体进出口接管：取接管内循环水流速u＝1.5 m/s，则接管内径为
6．换热器核算
（1）热量核算
①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
(m) 壳程流通截面积
(m) 壳程流体流速及其雷诺数分别为
普兰特准数
粘度校正
W/(m2·℃)
②管程对流传热系数
管程流通截面积(m2)
管程流体流速
普兰特准数
W/(m2·℃)
③传热系数K
=310.2 W/(m·℃)
④传热面积S
(m2)
该换热器的实际传热面积Sp
( m2)
该换热器的面积裕度为
传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。
（2）换热器内流体的流动阻力
①管程流动阻力
∑ΔP i=(ΔP1+ΔP2)F t N s N p
N s=1, N p=2, F t=1.5
由Re＝13628，传热管相对粗糙度0.01/20＝0.005，查莫狄图得λi＝0.037 W/m·℃，流速ui＝0.497 m/s，ρ＝994 kg/m3，所以
管程流动阻力在允许范围之内。
②壳程阻力
∑ΔP o=(ΔP′1+ΔP′2)F t N s
N s＝l，F t＝l
流体流经管束的阻力
流体流过折流板缺口的阻力
总阻力∑ΔP o＝1202＋636.2＝1838.2(Pa)＜10 kPa
壳程流动阻力也比较适宜。
③换热器主要结构尺寸和计算结果换热器主要结构尺寸和计算结果见表2-13。