列管式换热器计算

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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。

列管式换热器计算表

管程流体冷却水壳程流体进口温度t1℃28进口温度T1 ℃出口温度t2 ℃33出口温度T2 ℃定性温度℃30.5定性温度℃流量W1 kg/h13696.00479流量W2 kg/h比热CP1 KJ/(kg·K) 4.174比热CP2 KJ/(kg·K)黏度μ1 Pa·s0.00079409黏度Pa·s导热系数λ 1 W/(m·K)0.61885导热系数λ 2 W/(m·K)密度 ρ1 kg/m3995.525密度ρ2 kg/m3热负荷KW79.39878333热负荷KW按逆流计算的传热温差ΔT ℃26.39686192计算温度校正系数P0.083333333R10查图求得温度校正系数Φ (待定)0.88实际的传热温差ΔT ℃23.22923849初选总传热系数K W/(m2·℃）342换热面积 S'' m28.79499184传热面积S=1.15*S''参照换热面积选取列管换热器结构参数壳体内径D mm313.6571377取圆整壳体内径D mm列管数ns （根）43D列管外径d0 mm25假设的管内水流速u i m/s列管内径d i mm20列管长度l mm3000管心距 mm31.25进一法得到t mm折流板间距B mm100横过管束中心线的管数n c列管材质及导热系数 W/(m·K)45进一法得到nc设计的换热面积 m210.11424062切去的圆缺高度h mm结垢校正因子，对DN25管子取为1.4，对DN19管 1.4假设的壳内接管乙酸甲酯流速管程数=2壳程接管内径d1 m串联的壳程数1取标准管径d1 m管子排列方式对压降的校正因子，正三角形为0.5假设的管内接管水流速u m/s 管程流体被加热取0.4，被冷却取0.30.4管程接管内径d2壳程流体被加热取0.4，被冷却取0.30.3取标准管径d2管壁内侧表面污垢热阻（m2·℃）/K0.000344管壁外侧表面污垢热阻（m2·℃）/K0.000172换热管壁厚 mm 2.5换热管平均直径 mm22.5采用此传热面积下的总传热系数 W/(m2·℃）337.944664当量直径de m230.6998049蒸汽凝液（1）核算压力降88①管程压强降38管程流通面积 m20.00753663管程流速 m/s0.50710552 2777.8Re12714.836432.058取管壁粗糙度 mm0.10.000252相对粗糙度0.0050.138查图求得摩擦系数0.038875.8直管中压力降 Pa729.6149207回弯管压力降 Pa384.007853管程总压力降 Pa3118.14376679.39878333②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9折流板数NB 块29壳程流通面积 m20.007109375壳程流速 m/s0.123925908Re8613.834138 10.11424062壳程流体摩擦系数f00.633497932流体横过管束的压力降 Pa511.2409239 325流体流过折流板缺口的压强降 Pa562.5810212 318.5壳程总压力降 Pa1073.8219450.50.28303563942.94794317（2)核算总传热系数1.766561983①管程对流传热系数32计算得 Pr=Cp*μ/λ 5.355953236 7.21318237748Nu86.43928553961管程对流传热系数αi'=Nu*λi/di W/(m2·℃)2674.64759281.25h取80矫正之后对流传热系数αi=ai*f W/(m2·℃)2608.9335141②壳程对流传热系数0.033501321计算得 Pr=Cp*μ/λ 3.7580869570.03Nu81.717709821.5壳程对流传热系数 W/(m2·℃)563.8521977 0.056969073校正后α563.85219770.04③总传热系数总传热系数k W/(m2·℃）342.892515此换热器安全系数 %0.260969295（3）传热面积0.02S''=Q/(K*△tm) 平方米9.96829472Sp=π*d0*L*N实平方米11.07792面积裕度H11.13154567进一法得到NB 块29校正系数f0.975430753若Re小于10000，需矫正校正系数f0.950478072此处Re范围2000到10万。

列管式换热器计价方式

列管式换热器计价方式1.引言1.1 概述概述部分应该对列管式换热器以及其计价方式进行简要介绍和概述。

可以参考以下内容：概述：列管式换热器作为一种常见的换热设备，在石化、冶金、制药等行业中广泛应用。

它通过内部的管道和外部的壳体进行热交换，实现了不同流体之间的热量传递。

由于其结构简单、传热效率高等优点，列管式换热器在各个领域中都得到了广泛应用。

计价方式是指在列管式换热器的设计、生产和使用过程中，对其进行计价和评估的方法和标准。

对于列管式换热器的计价方式，常常涉及到设计参数的确定、材料成本的评估以及生产过程的考虑等方面。

在计价方式中，一般会考虑到列管式换热器的规格、材料成本、制造工艺以及运行维护成本等因素。

通过对这些因素的分析和比较，可以得出适合实际情况的计价方式，从而对列管式换热器的成本进行合理评估。

合理的计价方式不仅可以为企业在换热器设计和采购时提供参考依据，还可以为企业节约成本、提高经济效益提供支持。

因此，对列管式换热器计价方式的研究对于促进其应用和发展具有重要意义。

本文将介绍列管式换热器的基本原理和常见的计价方式，并对其应用前景进行展望，以期为相关领域的研究和实践提供参考和启发。

1.2 文章结构文章结构是指文章的组织框架，它可以帮助读者更好地理解和掌握文章的内容。

本文的结构主要包括以下几个部分：1. 引言部分：介绍文章的背景和目的，概述列管式换热器计价方式的重要性和应用前景。

2. 正文部分：详细介绍列管式换热器的基本原理和计价方式。

列管式换热器是一种常见的热交换设备，采用管束内外介质的对流和传导换热，广泛应用于工业生产和能源领域。

计价方式是指对列管式换热器进行经济评估和成本计算的方法，包括固定成本、可变成本、折旧费用、维修费用等因素的考虑。

3. 要点1：详细介绍列管式换热器计价方式的具体要点。

可以包括成本评估的指标和方法、换热器的设计和选型、材料和工艺的选择等方面内容。

通过对这些要点的分析和讨论，可以帮助读者更好地理解和应用列管式换热器计价方式。

列管式换热器的选型和计算

列管式换热器的选型和计算选择和计算列管式换热器时，需要考虑以下几个重要因素：工艺要求、流体性质、传热面积、传热系数、压降和尺寸等。

1.工艺要求：首先需要了解工艺要求，确定换热器的工作条件，如需求的热交换量、流体进出口温度、换热器操作压力等。

2.流体性质：对于液体流体，需要知道其流量、密度、比热容和粘度等参数；对于气体流体，需要知道其流量、密度、比热容、粘度以及含湿量等参数。

此外，还需要了解流体的腐蚀性和脏污程度等因素。

3.传热面积：传热面积是换热器设计的关键，它决定了换热效果的好坏。

通常，换热面积越大，传热效率越高。

传热面积的计算需要根据需要传热的热流量、热交换的温差以及换热器的传热系数来确定。

4.传热系数：传热系数是描述换热器传热性能的重要参数，它是指单位时间内单位面积的传热量与温度差的比值。

传热系数受到流体流速、流体性质、传热表面形式和腐蚀程度等因素的影响。

一般来说，传热系数越大，传热效果越好。

5.压降：换热器的设计还要考虑流体在管内和管外的压降。

流体在管内的压降与流速、管道尺寸、流体性质和管道长度等因素有关。

流体在管外的压降主要受到流体通过管束时的速度和管束间距的影响。

合理控制压降，可以保证换热过程的均衡和稳定。

6.尺寸：选择合适的换热器尺寸，需要考虑到实际安装场地的限制。

一般来说，尺寸越小，安装成本越低，但传热面积较小，传热效果也相应较差。

因此，在满足工艺要求的前提下，尽量选择较大的换热器尺寸。

换热器选型时，可以参考换热器厂家提供的产品目录和工程经验，综合考虑上述因素，选择符合要求的型号。

选定后，可以使用传热计算软件进行详细的热力学计算，确定换热器的几何尺寸，进一步优化设计。

总之，换热器的选型和计算是一个比较复杂的过程，需要综合考虑各种因素，并利用适当的工具进行计算和分析。

只有选择合适的换热器，才能满足工艺要求，提高换热效率，并确保系统的可靠运行。

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

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PR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 ℃18038出口温度T2 ℃6033定性温度℃120 244341流量W2 kg/h200004.174比热CP2 KJ/(kg·K) 4.250.0008黏度Pa·s0.000240.6176导热系数W/(m·K)0.685995.7密度kg/m3943.1 2832.99815热负荷KW2833.33333373.820987160.065789474120.966.43888844100042.6457064560024525203000321504555.81.4110.50.40.30.00020.00022.522.5764.2599722（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 Pa4268.353②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·℃)4160.956②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·℃)2146.44③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。

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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管式换热器设计计算

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。

(整理)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-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