换热器换热面积选型计算方法

的原则，决定壳程数。 ⑤ 依据总传热系数的经验值范围，或按生产实际情况，
选定总传热系数K值。 ⑥ 由传热速率方程，初步算出传热面积，并确定换热器
的基本尺寸。
2、计算管程、壳程压强降
根据初定的设备规格，计算管程、壳程流体的流速和压 强降。验算结果是否满足工艺要求。若压强降不符合要求， 要调整流速，再确定管程数或折流板间距，或选择另一规 格的换热器，重新计算压强降直至满足要求。
十、流体流动阻力（压强降）的计算
1.管程流动阻力
总阻力等于各程直管阻力、回弯阻力及进、出口之和。 一般进、出口阻力可忽略不计，管程总阻力的计算式为：
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；
2.管长
以清洗方便及合理使用管材为原则
合理的换热器管长：1.5m、2m、3m、6m等 管子长度与公称直径之比，一般为4～6 ，对直径小 的换热器可取大些。
3.管子排列方法
正三角形、转角正三角形、正方形、转角正方形等
管板强度高；流体走短路 机会少，且扰动较大，因 而对流传热系数较高；相 同壳程内排更多管子。
常用的流速范围
流体种类 一般流体 易结垢流体
气体
流速 管程 壳程 0.5~3 0.2~1.5
>1
>0.5
5~30 3~15
不同粘度液体的流速
液体粘度 >1500 1500~500 500~100 100~35
35~1 <1
最大流速 0.6 0.75 1.1 1.5 1.8 2.4
三、流体两端温度的确定
数下降。
系列标准中，采用的h（mm）值为： • 固定管板式：150,300,600； • 浮头式：150,200,300,480和600.
七、外壳直径的确定
要求：壳体内径等于或稍大于管板的直径。
单程管壳体内径：
D t(nc 1) 2b' 式中: t—管心距，m；nc —横过管束中心线的管数； b’—管束中心线上最外层管的中心至壳体内壁的距离.
少热应力 上述各点若不能同时兼顾，应视具体情况抓主要矛盾。
先流体的压强、防腐蚀和清洗等要求，再校核对流传热系数和压强降。
二、流体流速的选择
•增加流速 对流传热系数↑ ，污垢热阻↓→总传热系数↑ → 传热面积↓ 流动阻力↑和动力消一耗定传↑热面积
还需考虑结构上：
高流速→管子数目↓→较长管子或增加程数 管子太长不易清洗，且管长都有一定标准； 程数增加使平均温度差下降
1.管径和管内流速 选用Φ25×2.5较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速 u1=0.75m/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：
3、核算总传热系数
计算管程、壳程对流传热系数，确定污垢热阻，再计算 总传热系数K’，比较K的初设值和计算值，若 K’/K=1.15~1.25，则初选的换热器合适。否则需另设K值， 重复以上计算步骤。
实例
设计任务书
将6000kg/h的植物油从140℃冷却到40℃，井水进、 出口温度分别为20℃和40℃。要求换热器的管程和壳 程压强降均不大于35kPa。
介质
植物油 井水
性质
热流体 冷流体
主要物性参数表
密度 kg/m3
950 995.7
比热 kJ//(kg·℃)
2.261 4.174
粘度 Pa·s
0.742× 10-3 0.801× 10-3
热导率 W/(m·
℃)
0.172
0.618
三、估算传热面积
1.热流量
Q1 m1cp1t1
6000 2.261 140 40 1.3566 106 kJ / h 376.8kW
正三角形排列：n c
1.1
n
正方形排列：
n c
1.19
n
b ' (1 ~ 1.5)d0
多管程壳体内径：
D 1.05t N

N ——排列管子数目；t—管心距
——管板利用率
正三角形排列 ——2管程：0.7-0.85； >4管程：0.6-0.8
正方形排列 —— 2管程：0.55-0.7 ; >4管程：0.45-0.65
3.导流筒
壳程流体的进、出口与管板间存在一段流体不能流动 的空间（死角），为了提高传热效果，常在管束外增设导 流筒。
4.放气孔、排液孔
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。
5.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
N p 管程数；Ns 串联的壳程数。
p1

l d
u2
2
p2

3( u2
2
)
2.壳程流动阻力
用埃索法计算壳程压强降，即
p0 (p1' p2' )Fs Ns
p1' 流体横过管束的压强降，Pa； p2' 流体通过折流板缺口的压强降，Pa； Fs 壳程压强降的结垢校正系数，液体可取1.15，气体可取1.0 Ns 串联的壳程数。
而A0 h(D ncd0 )
液体流经换热器的压强降为10~100kPa，气体为1~10kPa。
设计步骤
1、试算并初选设备规格
① 确定流体在换热器中流动途径。 ② 根据传热任务计算热负荷Q。 ③ 确定流体在换热器两端的温度，选择列管换热器的形
式；计算定性温度，并确定在定性温度下的流体物性。 ④ 计算平均温差，并根据温度差校正系数不应小于0.8
换热器课程设计
第三节 换热器计算方法
换热器：在不同温度的流体间传递热能的装置
称为换热器。
在化工、石油、动力、制冷、食品等行业中 广泛使用各种换热器，且它们是上述行业的通用 设备，占有十分重要的地位。
ቤተ መጻሕፍቲ ባይዱ
1、热力设计 根据使用单位提出的基本要求，合理地选择运
行参数，并进行传热计算。
计算出总传热系数、传热面积
二、确定物性数据
1．定性温度 对于粘度低的流体，其定性温度可取流体进出口温度的平
均值。所以，
壳程流体的定性温度为：
T 140 40 90C 2
管程流体的定性温度为：
t 20 40 30C 2
2．物性参数
定性温度下，管程流体(井水)、壳程流体（植物油）有关 物性参数由《主要物性参数表》得出。
管程数m计算： m u u'
u——管程内流体的适宜流速；u’——管程内流体的实际流体。
2.壳程数
当温差校正系数 t 低于0.8，可采用壳方多程。
如：在壳体内安装一块与管束平行的隔板，流体在壳体 内流经两次，称为两壳程。
但由于隔板在制造、安装和检修等方面都有困难，故一 般不采用壳方多程的换热器，而是几个换热器串联使用
便于清洗，适 于壳程流体易 结垢的场合； 但对流传热系 数较正三角形 的低。
介于正三角 形和正方形 之间。
4. 管间距t
管间距:两相邻换热管中心的距离。其值的确定需要考虑 以下几个因素：
① 管板强度； ② 清洗管子外表面时所需要的空隙； ③ 换热管在管板上的固定方法。
通常，胀管法取t =（1.3~1.5）d0，且相邻两管外壁间距不 应小于6mm，即t≥6+d0
壳程
折流挡板
管程 封头（ 端盖、管箱）
管束
单管程固定管板换热器
管板
一、流体流径的选择-冷、热流体走管程或壳程
① 不洁净和易结垢的液体宜在管内-清洗比较方便 ② 腐蚀性流体宜在管内-避免壳体和管子同时腐蚀，便于清
洗 ③ 压强高的流体宜在管内-免壳体受压，节省壳程金属消耗
量 ④ 饱和蒸汽宜走管间-便于及时排除冷凝液 ⑤ 有毒流体宜走管内，使泄露机会较少 ⑥ 被冷却的流体宜走管间-可利用外壳向外的散热作用 ⑦ 流量小或粘度大的液体，宜走管间-提高对流传热系数 ⑧ 若两流体的温差较大，对流传热系数较大者宜走管间-减
2.平均传热温差 先按照逆流计算，得
tm逆

(140
40) (40 ln 140 40
20)

49.7C
40 20
3.传热面积
由于壳程植物油的压力较高，故可选取较大的K值。假设 K=395W/ (m2·℃)则估算的传热面积为：
A Q1 376.8103 19.19m2 Ktm 395 49.7
焊接法取t =1.25d0。
五、管程和壳程数的确定
1.管程数
当流体的流量较小或传热面积较大而需管数很多时， 有时会使管内流速较低，对流系数较小。
为提高管内流速，可采用多管程。
但管程数过多，管程流动阻力加大，增加动力费用；多程 会使平均温度差下降；多程隔板使管板上可利用面积减少
标准中管程数有：1、2、4和6程，多程时应使每程管子数 大致相等。
若冷、热流体的温度都由工艺条件所规定，就不存在确 定两端温度的问题。
若其中一个流体已知进口温度，则出口温度应由设计者 来确定。
例如：用冷水冷却某热流体，冷却水进口温度可根据当地 气温条件作出估计，出口温度需根据经济衡算来决定。 ➢为节省水量，出口温度提高，则传热面积要大些； ➢为减少传热面积，出口温度降低，则要增加水量。
p1'

Ff0nc (NB
1)
u02
2
p2'

NB (3.5

2h ) D
u02
2
F 管子排列方法对压强降的校正因素， 正三角为0.5,转角正方形为0.4，正方形为0.3；