管壳式换热器工艺计算算例
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/h6.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根据已知的流量和管道尺寸，可计算出流速。
流速=流量/A代入数值：流速=10/0.523流速=19.1m/s接下来，我们要确定换热器的结构。
PPT-7-管壳式换热器设计计算实例
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
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
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
对翅片管的要求：良好的传 热性能、耐温性能、耐热冲 击能力（如介质热负荷不稳 定）及耐腐蚀能力，易于清 除尘垢，压降较低。
13
常见的翅片管形式
•
14
翅片管因制造方法不同而使其在传热性能、机械性能等方面有一定的 差异。按制造方法分有整体翅片、焊接翅片、高频焊翅片和机械连接 翅片。
整体翅片：由铸造、机械加工或轧制而成，翅片与管子一体，无接触 热阻，强度高，但要求翅片与管子同种材料。如低压锅炉的省煤器就 是采用整体翅片。 焊接翅片：用钎焊或氩弧焊等工艺制造，可使用与管子不一样的材料。 由于它制造简单、经济且具有较好的传热和机械性能，故已广泛应用， 主要问题是焊接工艺的质量。 高频焊翅片：利用高频发生器产生的高频电感应，使管子表面与翅片 接触处产生高温而部分熔化，同通过加压翅片与管子连成一体而成。 这种连接方法无焊剂、焊料，制造简单，性能优良。
管壳式换热器计算表格
0.375
0.0079101
#NAME?
60
1.08E-03
/ w )0.14
#NAME? 0.00034
0.00017
略
#NAME?
#NAME?
#NAME? #NAME?
合适
与原假定值 差3.63℃
0.007
45
#NAME?
#NAME?
两台
#NAME?
两台
#NAME? #NAME? 0.18
满足表2.10 的规定
65.05827659
#NAME?
0.78
0.46
1
#NAME?
#NAME?
没有超过表 2.10规定
K* tm 选用碳钢无缝钢管
选用
At
M2 22
n
4 At di2
32 每程管数
n
根
33 每根管长
l
m
34 管子排列方式
35 管中心距
s
mm
估
36
分程隔板槽处 管中心距
lE
mm
算 传
37
平行于流向的 管距
sp
mm
热
面 积
38
垂直于流向的 管距
sn
mm
及
传 39 拉杆直径
mm
热
面
结
40 作草图
构
41
ω2
m/s
31
管程所需流通 界面
At
m^2
Q M1cp1(t1 ' t1 '')L
M2 Q / cp2(t2 '' t2 ')
t1m,c
tmax tmin ln tmax
22管壳式换热器的结构计算
22管壳式换热器的结构计算管壳式换热器是一种常见的热交换设备，广泛应用于石化、冶金、化工等各个领域。
它由外壳（壳体）、管束、端盖和密封件等组成。
下面将介绍管壳式换热器的结构计算。
1.外壳（壳体）的计算：外壳是管壳式换热器的主体部分，它直接承受介质的压力。
外壳的计算需要考虑外径、壁厚、材料强度等因素。
计算公式为：P=2×t×σ/[(D-d)×η]其中，P为外壳所承受的最大压力；t为外壳的壁厚；σ为外壳所采用材料的允许应力；D为外壳的外径；d为外壳的内径；η为环向系数。
2.管束的计算：管束是管壳式换热器中用于传送热量的部分，它由多个平行布置的管子组成。
管束的计算需要考虑管子的长度、外径、壁厚等因素。
计算公式为：P=2×t×σ/[(D-d)×η]其中，P为管束所承受的最大压力；t为管子的壁厚；σ为管子所采用材料的允许应力；D为管子的外径；d为管子的内径；η为环向系数。
3.端盖的计算：端盖是管壳式换热器的两端部分，它通常由钢板制成。
端盖的计算需要考虑其结构的强度和稳定性。
计算公式为：t=K√(P×h×b^3/(2×σ))其中，t为端盖的壁厚；K为系数（一般取值为0.5-1）；P为端盖所承受的最大压力；h为端盖的高度；b为端盖的宽度；σ为端盖所采用的材料的允许应力。
4.密封件的计算：密封件用于确保管壳式换热器的密封性能。
密封件的计算需要考虑其材料的强度和弹性。
计算公式为：F=P×A其中，F为密封件所承受的最大力；P为密封件所承受的最大压力；A为密封件的面积。
需要注意的是，以上计算公式中的参数需要根据具体的工程情况和设计要求进行确定。
在进行结构计算时，还需要遵循相关的安全规范和标准，确保管壳式换热器的安全性能。
同时，针对不同的应用场景和介质特性，还需要进行其他方面的计算和设计，如换热面积的确定、流体动力学计算等。
管壳式换热器工艺计算算例
-2-
i 0.023
0.023
di
Re 0.8 Pri (苯被加热）
0 .3
0.613 0 .4 (1.6225 10 4 ) 0.8 5.8 0.015 4432W / m 2 C
2）计算壳程对流传热系数 0 换热器中心附近管排中流体流通截面积为：
d 0.019 2 A0 hD1 0 0.15 0.4 1 0.0244m t 0.032
式中 h 折流挡板间距，取 300 mm ； t 管中心距，对 25 2.5mm ， t 32mm 。 因为 WC 15.4kg / h 所以
2
P2 3
ui 2
2
3
996.325 0.925 5115Pa 2
2
对于 19 2mm 的管子 4，Ns=1
P 4322 5115 1.4 4 1 52847 Pa
i
-4-
Hale Waihona Puke 2 ）计算壳程压强降0
P P
， 1
P2 Fs Ns
-6-
苯
Re 0
d eu0
3
0.05 0.22 836.6 24154 0.381 10 3
6
因为 Re 0 在 2 10 ～ 1 10 范围内，故可用下式计算 0
0 0.36
de
Re 0 0.55 Pr0 3 Pr0
1
Cp
1.828 10 3 0.381 10 3 4.6 0.151
壳程中水被加热，取 1.05 ，
换热器设计计算范例
管壳式换热器又称列管式换热器列管式换热器的设计和选用的计算步骤设有流量为m h的热流体，需从温度T1冷却至T2，可用的冷却介质入口温度t1，出口温度选定为t2。
由此已知条件可算出换热器的热流量Q和逆流操作的平均推动力。
根据传热速率基本方程：当Q和已知时，要求取传热面积A必须知K和则是由传热面积A的大小和换热器结构决定的。
可见，在冷、热流体的流量及进、出口温度皆已知的条件下，选用或设计换热器必须通过试差计算，按以下步骤进行。
◎初选换热器的规格尺寸◆ 初步选定换热器的流动方式，保证温差修正系数大于0.8，否则应改变流动方式，重新计算。
◆ 计算热流量Q及平均传热温差△t m，根据经验估计总传热系数K估，初估传热面积A 估。
◆ 选取管程适宜流速，估算管程数，并根据A估的数值，确定换热管直径、长度及排列。
◎计算管、壳程阻力在选择管程流体与壳程流体以及初步确定了换热器主要尺寸的基础上，就可以计算管、壳程流速和阻力，看是否合理。
或者先选定流速以确定管程数N P和折流板间距B再计算压力降是否合理。
这时N P与B是可以调整的参数，如仍不能满足要求，可另选壳径再进行计算，直到合理为止。
◎核算总传热系数分别计算管、壳程表面传热系数，确定污垢热阻，求出总传系数K计，并与估算时所取用的传热系数K估进行比较。
如果相差较多，应重新估算。
◎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△t m，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A P大于A020%左右为宜。
即裕度为20%左右，裕度的计算式为：某有机合成厂的乙醇车间在节能改造中，为回收系统内第一萃取塔釜液的热量，用其釜液将原料液从95℃预热至128℃，原料液及釜液均为乙醇，水溶液，其操作条件列表如下：表4-18 设计条件数据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以原料液为基准亦计入5%的热损失，按以下步骤求得传热量Q 。
.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=1353KW 4.2.1.2、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/h4.2.2、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。
管壳式热交换器计算
列管式换热器的设计计算列管式（管壳式）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。
设计步骤及计算(列管式)
管壳（列管）式换热器设计步骤及计算一、列管式换热器设计步骤及计算1.工艺计算——列管式换热器的设计，首先要根据生产工艺条件的要求，通过化工工艺计算，确定换热的传热面积，同时选择管径、管长、决定管数、管程数和壳程数。
1.1换热器初步设计①传热量：Q=W.C p.(T1-T2)②有效传热温差：△T、对数平均温差△tm假定换热器的壳程数为1，管程数为NB，计算并查取其温差修正系数F t，则：△T=F t.△tm③根据换热剂性质和工艺条件，设总传热系数K′，所需的换热面积A1.2传热管——因为换热管的换热是依靠传热管构成传热面来进行.所以管子的尺寸、形状对传热有很大影响.同时，管子的大小，管子的排列对清洁污垢非常重要.①通常采用光管或低翅片管，规格为Φ19×2和Φ25×2.5.②传热管根数③确定管子排列方式和管间距a④管子材料由流体化学性质和工艺设计条件如压力、温度等确定1.2 换热器的机械设计1.2.1 壳体直径Di和厚度S的计算1.2.2 壳体材料可根据物料性质、操作压力、温度来确定.#1.2.3 换热器封头的选择采用标准封头，根据JB1154—73选择1.2.4 容器法兰选择根据JB1160—82标准选择1.2.5 管板尺寸由《钢制列管式固定管板换热器结构设计手册》计算、选定. 1.2.6 管子拉脱力的计算对于胀接接头，由于流体压力，及管壳壁温差应力的联合作用，使得在接头处产生使管子与管板有脱离倾向的拉脱力q.若管子与管板为焊接接头，则C不需校核拉脱力.1.2.7 温差应力的计算对于固定管板式换热器，因为温差应力较大，通常需要计算、校核温差应力，进而判断是否需要设置膨胀节.①温差轴向力②温差应力/ σt=F／Atσs=F／As1.2.8 折流板在换热器中设置折流板，可提高壳程内流体的流速和加强湍流强度，从而提高传热效率，是强化传热的一种结构. 常用圆缺形折流板.根据经验，折流板间的间隔不大于壳体内径，最小为壳内径的板间距太大湍流强度会不够，太小则增加了流动阻力.1.3 管、壳程压降的计算根据初定的换热器，计算管、壳程的压降、检验其结果是否合理，否则需要重新调整管程数和折流板间距.1.3.1 壳程压降△Po1.3.2 管程压降△Pi1.4 总传热系数在初步确定换热器的结构和尺寸后，要计算总传热系数K，比较初设的总传热系数K′，当K／K′＝1.5～1.25，则初选的换热器合适，否则需要重复设计.①管程对流传热系数αi可根据管内流体的流型选择相应的计算公式αi=f(Re,Pr)②壳程对流传系数αo. Donohue法: \#③总传热系数对于间壁、污垢层热阻，可视它们对K的影响占5%，所以 2 实例设计2.1 欲用水将流量为60m3／h的苯液从80℃冷至35℃，水入口温度为25℃，若出口温度分别为30℃、35℃、40℃设计相应适宜的换热器.(壳程走苯，管程走水)物性：ρ(kg/m3) Cp(KJ／Kg℃) μ(mPa．s) λ(KJ/m2．℃) 苯：880 1.60 1.15 0.148 水：994 4.187 0.727 0.626设计结果均采用固定管扳式换热器(无需膨胀节)出口温度(℃) 30 35 40Dg(mm) 700 800900S(mm) 7 8 9A(m2)133.6 160 217.9'L(m) 6 6 6N(根) 284 340 463NB(块) 12 17 243 V$ n- d. _9 T) O板间距(m) 0.5 0.35 0.25! e) g7 ]a; z2 O$ ]# I管子(mm) Φ25×2.5 Φ25×2.5 Φ25×2.5; b0 u7 U1 j( u: V9 y& H* J+ C u# ]管子排列正三角正三角正三角管子中心矩(mm) 32 32 32总传热系数(w/m2.t 421 423 4040 k- A3M& ]( w3 }壳程压降(Pa) 4.43×103 2.07×103 1.2×1048 y; V# e+ q: n6 Z管程压降(Pa) 1.55×103 8.45×103 0.41×1033 |( U8 I6 e" ~$ R2.2 讨论从设计结果可看出，冷却水出口温度不同，若要保持总传热系数，温度越大、换热管数越多，折流板数越多、壳径越大，这主要是因为水出口温度增高，总的传热温差下降，所以换热面积要增大，才能保证Q和K.因此，换热器尺寸增大，金属材料消耗量相应增大.通过这个设计，我们可以知道，为提高传热效率，降低经济投入，设计参数的选择十分重要.3 结论本文提出的换热器的设计，在工艺设计上考虑了传热系数、管壳程压降等对换热器设计的影响，同时在机械设计上进行了部分筒化计算.虽然所列公式繁多，但运用计算机编程计算，将简便易行，能满足设计要求。
热交换器计算示例-精
《热交换器计算示例》2.6 管壳式热交换器[例2.2] 试对固定管板的管壳式煤油冷却器进行传热计算、结构计算和阻力计算。
在该热交换器中，要求将14 t/h的T-1煤油由140 ℃冷却到40 ℃，冷却水的进、出口水温为30 ℃和40 ℃，煤油的工作表压力为0.1 MPa，水的工作表压力为0.3 MPa。
[解]由已知条件，选用两台〈1－2〉型管壳式热交换器串联工作，水的结垢性强，工作压力也较高，故使其在管程流动，而煤油的温度、压力均不高，且较洁净，在壳程流动也是合适的，计算过程和结果列于表2.11中。
表2.11 例2.2计算表格3.1 螺旋板式热交换器[例3.1] 试设计一台螺旋板式热交换器，将质量流量3 000kg/h的煤油从t′1= 140℃冷却到t″1=40℃。
冷却水入口温度t′2=30 ℃，冷却水量为M2=15 m3/h。
[解]①煤油的热物性参数值煤油平均温度按卡路里温度计算，即t1m＝t″1＋F c (t′1－t″1)＝40＋0.3(140－40)＝70℃。
查得煤油在70℃时物性参数值：黏度μ1＝10.0×10－4kg/(m·s)，导热系数λ1＝0.14 W/(m·℃)，比热c p1＝2.22×103J/(kg·℃)，密度ρ1＝825 kg/m3。
②传热量QQ＝M1 c p1 (t′1－t″1)＝3 000×2.22×103×(140－40)＝666 000×103J/h③冷却水出口温度t″2由Q＝M2 c p2 (t″2－t′2)，得t″2＝QM2c p2＋t′2＝666 000×10315×994×4.18×103＋30＝40.6℃④冷却水的热物性参数值冷却水的平均温度t2m＝t′2＋t″22＝35.3℃，冷却水在该温度下的热物性参数值为：黏度μ2＝7.22×10－4kg/(m·s)，导热系数λ2＝0.627 W/(m·℃)，比热c p2＝4.18×103J/(kg·℃)，密度ρ2＝994 kg/m3。
换热器工艺计算
2．换热器传热工艺计算2.1原始数据管程水的进口温度t ‘1=20℃ 管程水的出口温度t ”1=70℃ 管程水的工作压力P 1=2.0MPa 管程水的流量G 1=230000h Kg / 壳程油的入口温度t ‘2=180℃ 壳程油的出口温度t ”2=90℃ 壳程油的工作压力P 2=1.7MPa2.2定性温度及确定其物性参数① 管程：管程水定性温度 t 1=2"1'1）（t t +=27020）（+=45℃管程水密度查物性表得1ρ=990.153/g m K 管程水比热查物性表得1p C =4.174)/(C Kg KJ ︒⋅ 管程水导热系数查物性表得1λ=0.6408)/(w C m ︒⋅管程水粘度1μ=6.0274-10⨯s Pa ⋅ 管程水普朗特数查物性表得Pr 1=3.93 ②壳程：壳程油定性温度：2)(t "2'22t t +==290180+=135℃壳程油密度查物性表得：2ρ=738.43/g m K 壳程油比热查物性表得：2p C =2.56)/(C Kg KJ ︒⋅ 壳程油导热系数查物性表得：2λ=0.9878)/(w C m ︒⋅ 壳程油粘度：2μ= 442.46-10⨯s Pa ⋅ 壳程油普朗特数查物性表得：2Pr =11.0682.3传热量与水蒸汽流量计算取定换热效率η=0.98 则设计传热量:0Q =3600/1000)t ('1"111⨯-⨯⨯t C G P=230000×4.174×（70-20）×1000/3600 =1.3334×107W由η⋅-+=)](r ["2'2220t t C G Q p 导出油流量G 2，r 为油的汽化潜热r=0g /K KJ 水蒸汽流量: [][]sK t t CpQ G /g 59.0609-180102.5698.0101.3334)(r 37"2'222=⨯⨯⨯⨯=⋅-⋅+=）（η冷却段传热量：13607424)09180(102.5659.06)(3"2'2222=-⨯⨯⨯=-⋅⋅=t t C G Q p W2.4有效平均温差计算逆流平均温差:)ln()()('1"2"1'2'1"2"1'2t t t t t t t t t n-----=∆=)209070801(ln 20-09-70-180--）（）（=88.50℃ 参数:P='t 1"2'1"1t t t --=208012070--=0.125参数:R=3"1"2t t t t i --=207090801--=1.8换热器按单壳程4管程设计按《管壳式换热器原理与设计》查图2-6(a)，得: 温差校正系数φ=0.98有效平均温差:n m t ∆=∆φt =0.98×88.50=86.73℃2.5管程换热系数计算参考《管壳式换热器原理与设计》表2-7：初选传热系数:0K = 900）（k m ⋅/w则初选传热面积为:0F =mK Q t 02∆⋅⋅η=282.17073.8690033340001m=⨯选用5.225⨯φ的无缝钢管做换热管 则: 管子外径0d =25mm 管子内径i d =20mm 管子长度L=4500㎜则需要换热管根数:t N =Ld F 00π=58.4834.525.004.1382.170=⨯⨯根可取换热管根数为486根 管程流通面积:1a ==⋅⋅422i t d N π42.004.1324862⋅⋅=0.076302㎡管程流速: 1w =1113600a G ρ=.076302015.9903600230000⨯⨯=0.845646m/s管程雷诺数: 1e R =111/μρi d w =990.15×0.845646×0.02/）（610027.6-⨯=27785.5 管程水的定性温度: C ︒=45t 11 则壳程传热数:1α=2.08.0111)100()015.01(3605i d w t +=2.08.0)02.0100(0.84546)45015.01(3605⨯⨯⨯+=4596.8972.6结构的初步设计查GB151-1999知管间距按1.250d 取 管间距:s=0.032m管束中心排管数:C N =1.1t N =486.11⨯=24.24995根，取26根则壳体内径:i D =0d 4)1(+-C N s =25.0041-2632.00⨯+⨯）（=0.9m 圆整为: i D =1000㎜ 则长径比:iD L =14.5= 4.5合理折流板选择单弓形折流板:弓形折流板的弓高:i D 2.0h ==.2m 01.20=⨯ 折流板间距:3i D B ==m333.031=取B =300㎜折流板数量:1-=BL N b =2113.05.4=-块 取12块2.7壳程换热系数计算壳程流通面积:=-=)1(f 02sd BD i 2.065625m032.0025.00-11.30=⨯⨯）（壳程流速:==2222f G w ρsm /22.1.06562504.73859.06=⨯壳程当量直径:=-=22dN d N D d t t i e m .0573050025.0486025.0486122=⨯⨯-管外壁温假定值:C t w ︒=1002 壳程雷诺数:116573104.4442057305.022.14.738Re 62222=⋅⋅⋅==-μρed w壁温下水粘度:s Pa ⋅⨯=-62w 10620μ 粘度修正系数:0.954)10620104.442()(14.06614.0221=⨯⨯==Φ--w μμ壳程传热因子查图2-12得: 135=s j 壳程换热系数:707.4946135549.0)068.11(057305.09878.0Pr d 31131222=⨯⨯⨯=Φ=s ej λα2.8传热系数计算查GB151-1999第138页可知油的侧污垢热阻:2r =)/m (1017.625w C ο⋅⨯-管程水选用地下水，污垢热阻为:1r =)/m (105.2325w C ο⋅⨯- 由于管壁比较薄，所以管壁的热阻可以忽略不计 总传热系数:iijd d d d r r K010122111⋅+++=αα3662.91720.0025.004596.897120.0025.00102.531017.64946.7071155=⨯+⨯⨯+⨯+=--传热面积比为:=0/K K j .0191900917.3662= （合理）2.9管壁温度计算管外壁热流密度计算:==)/(q 022L d N Q t πη)/( w 77667.985.4025.04.1348698.0133340002C m ο⋅=⨯⨯⨯⨯管外壁温度:=+-=)/1(2222r q t t w α63.105)1017.64946.7071(98.776671355=⨯+⨯--℃误差校核:63.563.1051002-=-=-=w w t t e℃ 误差不大2.10管程压力降计算管程水的流速:1=u 1113600a G ρ=.076302015.9903600230000⨯⨯=0.846m/s管程雷诺准数:==1111/Re μρi d w 990.15×0.846×0.02/）（510207.6-⨯=27785.5 管程摩擦系数:25.01Re3164.0=ξ=0.24527785.5164.305.20=压降结垢校正系数:=di φ 1.4 沿程压降:==∆idid L u P 22111φξρa 78.273222.002.414.50.846990.15.24502P =⨯⨯⨯⨯⨯管程数:=t n 2 管程回弯次数: n=1 回弯压降:==∆2u 2112nn P t ρPa 07.7082120.84615.9902=⨯⨯⨯取管程出入口接管内径:='1d 250mm 管程出入口流速:==12'1'136002ρπdG u m/s6576.015.99025.04.13360023000022=⨯⨯⨯⨯局部压降:=+=∆2)5.01(2'113u P ρPa 34.32125.16576.015.9902=⨯⨯管程总压降:=∆+∆+∆=∆321P P P P 27322.78+ 708.07+134.321=28351。
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)
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 di=0、025-2×0、0025=0、02 m; 管子长度取为 l=3 m; 管子总数:
管程流通截面积:
取 720 根 m2
管程流速: 管程雷诺数: 管程传热系数:(式 3-33c)
m/s 湍流
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、25d0); 管束中心排管的管数按 4、3、1、1 所给的公式确定:
结构设计的任务就是根据热力计算所决定的初步结构数据,进一步设计全部结构尺寸, 选定材料并进行强度校核。最后绘成图纸,现简要综述如下:
1) 换热器流程设计 采用壳方单程,管方两程的 1-4 型换热器。由于换热器尺寸不太大,可以用一台,未考虑 采用多台组合使用,管程分程隔板采取上图中的丁字型结构,其主要优点就是布管紧密。 2)管子与传热面积 采用 25×2、5 的无缝钢管,材质 20 号钢,长 3m,管长与管径都就是换热器的标准管子 尺寸。 管子总数为 352 根,其传热面积为:
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:
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:
换热器设计计算范例
换热器设计计算范例设计计算范例：换热器设计一、背景在化工、冶金、石油、食品及制药等工业领域中，换热器被广泛应用于热交换过程中。
换热器的设计与选择对于整个工艺系统的能量效率和运行成本起着重要作用。
本文以一个化工厂的换热器设计为例，计算设计一个适合的换热器。
二、设计需求化工厂中需要进行一个液体-液体的热交换过程。
液体A流体的进口温度为60°C，出口温度为30°C，流量为10m3/h；液体B流体的进口温度为100°C，出口温度为50°C，流量为8m3/h。
需要设计一个换热器来满足热交换的需求。
三、设计计算方法1.热负荷计算首先，我们需要计算换热器所需的热负荷。
热负荷可以通过以下公式计算：Q=m*Cp*ΔT其中，Q是热负荷，m是流体的质量流率，Cp是流体的比热容，ΔT 是入口温度与出口温度之差。
对于流体A，热负荷为：Q_A=10*Cp_A*(60-30)对于流体B，热负荷为：Q_B=8*Cp_B*(100-50)2.选择换热器类型根据热负荷的计算结果，我们可以选择合适的换热器类型。
常见的换热器类型有壳管式换热器、板式换热器和管束式换热器等。
考虑到本例中的液体-液体热交换过程，我们选择壳管式换热器。
壳管式换热器能够适应不同的工况，具有良好的传热效果和可靠性。
3.换热面积计算换热面积是换热器设计的重要参数。
换热面积可以通过以下公式计算：A = Q / (U * ΔTlm)其中，A是换热面积，Q是热负荷，U是换热系数，ΔTlm是对数平均温差。
对于壳管式换热器，ΔTlm的计算公式为：ΔTlm = (ΔT1 - ΔT2) / ln(ΔT1 / ΔT2)其中，ΔT1是进口温度差，ΔT2是出口温度差。
根据实际情况，我们假设换热器的换热系数为500W/(m2·°C)。
根据具体数据进行计算，我们得到：ΔT_A=60-30=30°CΔT_B=100-50=50°CΔTlm = (30 - 50) / ln(30 / 50) ≈ -28.3°CA_A = Q_A / (U * ΔTlm)A_B = Q_B / (U * ΔTlm)4.换热器尺寸设计根据换热面积的计算结果，我们可以进一步确定换热器的尺寸。
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 Mp2)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；设计传热量：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10，初定传热系数K0=400 W/m.℃；初选传热面积：m2；选用φ25×2.5无缝钢管作换热管；管子外径d0=0.025 m；管子径d i=0.025-2×0.0025=0.02 m；管子长度取为l=3 m；管子总数：取720根管程流通截面积：m2管程流速：m/s管程雷诺数：湍流管程传热系数：（式3-33c）6)结构初步设计：布管方式见图所示:管间距s=0.032m（按GB151,取1.25d0）；管束中心排管的管数按4.3.1.1所给的公式确定：取20根；壳体径：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：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：m/s ；壳程质量流速：kg m 2/s ；壳程当量直径：m ；壳程雷诺数：； 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 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：r 2=0.000344m 2.℃/w 管壁热阻r 忽略 总传热系数：传热系数比值，合理9）管壁温度计算：管外壁热流密度：Ｗ/m2.℃根据式(3-94a)计算管外壁温度：℃误差较核：℃，误差不大；10）管程压降计算：根据式(3-94b)计算管壁温度：℃；壁温下水的粘度：Pa·s；粘度修正系数：；查图3-30得管程摩擦系数：管程数：；管沿程压降计算依据式（3-112）：Pa （W=w.ρ）回弯压降：Pa；取进出口管处质量流速：W N2=1750 ㎏/㎡·s； (依据ρw2<3300取 w=1.822m/s) 进出口管处压降(依据 3-113)：；管程结垢校正系数：；管程压降：11）壳程压降计算：壳程当量直径：m；雷诺数：；查得壳程摩擦系数：λ1=0.08；(图 3-34)管束压降（公式3-129）：Pa；取进出口质量流速： kg/m2·s；( ρw2<2200 取W N2=1000 ㎏/㎡·s) 进出口管压降：Pa；取导流板阻力系数：;导流板压降：Pa壳程结垢修正系数：；(表3-12)壳程压降：Ｐa；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。
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）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 Mp2)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=0.3704×10－6Pa·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；设计传热量：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10，初定传热系数K0=400 W/m.℃；初选传热面积：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：取720根管程流通截面积：m2管程流速：m/s 管程雷诺数：湍流管程传热系数：（式3-33c）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：取20根； 壳体内径：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： 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 0.6955m7）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：布管示意图m/s；壳程质量流速：kg m2/s；壳程当量直径：m；壳程雷诺数：；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管壁热阻r忽略总传热系数：传热系数比值，合理9）管壁温度计算：管外壁热流密度：Ｗ/m2.℃根据式(3-94a)计算管外壁温度：℃误差较核：℃，误差不大；10）管程压降计算：根据式(3-94b)计算管内壁温度：℃；壁温下水的粘度：Pa·s；粘度修正系数：；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）：Pa （W=w.ρ）回弯压降：Pa；取进出口管处质量流速：W N2=1750 ㎏/㎡·s；(依据ρw2<3300取w=1.822m/s) 进出口管处压降(依据3-113)：；管程结垢校正系数：；管程压降：11）壳程压降计算：壳程当量直径：m；雷诺数：；查得壳程摩擦系数：λ1=0.08；(图3-34)管束压降（公式3-129）：Pa；取进出口质量流速：kg/m2·s；( ρw2<2200 取W N2=1000 ㎏/㎡·s) 进出口管压降：Pa；取导流板阻力系数：;导流板压降：Pa壳程结垢修正系数：；(表3-12)壳程压降：Ｐa；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。
一般换热器工艺计算
⼀般换热器⼯艺计算列管式单⼸形折流板换热器的⼯艺计算（⽕管）⼆、传热计算1.热负荷Q o=W o·C po·（t2-t1）=2300261.54W（壳程流体的热负荷）Q i=W i·C pi·（T1-T2）=2481010.00W（管程流体的热负荷）Q i/Q o-1=7.86%-（热负荷偏差）Q=2481010.00W（总热负荷）2.有效平均温差Δt h=T1-t2=77.40℃（热端温差）Δt c=T2-t1=36.80℃（冷端温差）ΔT m=(Δt h-Δt c)/ln(Δt h/Δt c)=54.61℃（对数平均温差） P=(t2-t1)/(T1-t1)=0.1792-（温度效率）F T=0.9414-（对数平均温差校正系数）ΔT=ΔT m·F T=51.41℃3.最少串联壳体数N s=1台4.经验总传热系数K=320W/(m2·K)5.换热⾯积A=Q/K/ΔT=150.82m26.初步确定规格换热器的型号为：AES700-2.5-155-6/19-4; B=300;管⼦排列形式：45°；N b=19三、校核计算1.⼏何尺⼨D s=0.7m（壳体直径）A=157.1m2（换热⾯积)d i=0.015m（管内径）d o=0.019m（管外径）d e=0.02288m（当量直径）L=6m（管长）N c=17根（中⼼管排数）N t=448根（管⼦总数）N tp=4个（管程数）B=0.3m（折流板间距）δc=0.006m（折流板厚度）S i=N t/N tp*(π/4*d i2)=0.01979m2（管程流通⾯积）S o=(Ds-N c*d o)*(B-δc)=0.11084m2（壳程流通⾯积）2.管内膜传热系数设φi=1-（管程壁温校正系数）G i=W i/S i=707.36kg/(m2·s)（管内流体质量流速）Re i=d i·G i/µi=16868.6-（管内流体雷诺准数）Pr i=C pi·µi/λi=16.61-（管内普兰特准数）J Hi=55.37-（管内传热因⼦，查图）h'i=λi/d i·J Hi·Pr i1/3·φi=1099.15W/(m2·K)3.管外膜传热系数设φo=1-（壳程壁温校正系数）εh= 1.18-（旁路挡板传热校正系数）G o=W o/S o=440.15kg/(m2·s)（管外流体质量流速）Re o=d e·G o/µo=11189.51-（管外流体雷诺准数）Pr o=C po·µo/λo=21.21-（壳程普兰特准数）J Ho=66.15-（管外传热因⼦，查图）h'o=λo/d e·J Ho·Pr o1/3·φo·εh=1118.08W/(m2·K)4.壁温校正因⼦管程中流体为:热流t w=h'i/(h'o+h'i)·(t iD-t oD)+t oD=242.25℃（管⼦壁温）µwi=0.0007664Pa·s（管内流体动⼒粘度）φi=（µi/µwi）0.14=0.9727-µwo=0.000737Pa·s（壳程流体动⼒粘度）φo=（µo/µwo）0.14= 1.0284-5.校正后的膜传热系数h i=h'i·φi=1069.17W/(m2·K)（管内膜传热系数）h o=h'o·φo=1149.80W/(m2·K)（管外膜传热系数）6.总传热系数r p =0.000048m 2·K/W （管壁⾦属热阻）327.54W/(m 2·K)475.64W/(m 2·K)（清洁总传热系数) K 计算值/K 选⽤值-1=2.35%（总传热系数偏差）7.换热⾯积A d =Q/K/ΔT m =147.35mm 2（实际所需换热⾯积） C f =A/A d -1=6.62%-（换热⾯余量）8.管程压⼒降F i = 1.35-（管程压⼒降结垢校正系数） f i =0.0341-（管程摩擦系数）G Ni =792.6kg/(m 2·s)（管程进出⼝管嘴的质量流速） ΔP i =G i 2·L·N tp ·f i /(2ρi ·d i ·φi )·0.001=20.74kPa （直管压⼒降） ΔP r =G i 2·(4N tp )/(2ρi )·0.001=5.92kPa （回弯压⼒降）ΔP Ni =1.5·G Ni 2/(2ρi )·0.001=0.70kPa （管嘴压⼒降） ΔP t =(ΔP i +ΔP r )·F i +ΔP Ni =36.68kPa （管程压⼒降） [ΔP t ]=50 kPa （管程允许压⼒降）ΔP t≤[ΔP t ]，满⾜要求 9.壳程压⼒降F o = 1.4-（壳程压⼒降结垢校正系数） f o =0.35525-（壳程摩擦系数） N b =19块（折流板块数）εΔP = 1.64-（旁路挡板压⼒降校正系数）εIP =5-（导流筒压⼒降系数，5~7） G No =2760.7kg/(m 2·s)（管程进出⼝管嘴的质量流速） ΔP o =G o 2·D s ·(N b +1)·f o ·εΔP /(2ρo ·d e ·φo )·0.001=45.92kPa （管束压⼒降） ΔP ro =G No 2·εIP /(2ρo )·0.001=26.06kPa （导流筒压⼒降） ΔP No =1.5G No 2/(2ρo)·0.001=7.82kPa （管嘴压⼒降） ΔP s =ΔP o ·F o +ΔP ro +ΔP No =98.17kPa （壳程压⼒降） [ΔP s ]=100 kPa （壳程允许压⼒降）ΔP s≤[ΔP s ]，满⾜要求四、评价计算结果（1）根据⼯艺条件和物理性质，所选型号经过详细核算后能达到预期的效果，传热效果较好、⾯积余量可以基本满⾜⼯艺需要。
管壳式换热器工艺计算
（5）换热管在管板上的排列形式：正三角形排列和正 方 形直列，与壳程流通面积有关。管程数多为1程、2程、 4程和6程，最高8程，浮头式换热器至少2管程，根据 实际计算合理选择。 （6）换热管数：通过计算可以得到换热管的根数，进而 确定壳体内径，可查《化工工艺设计手册》规定壳径 内的换热管根数，结合GB151关于管板布管限定圆计算 确定最终换热管根数。 （7）流体在管壳程里流动多为湍流（Re>104)，若 Re<104 ，则按处于过渡区计算（化工原理P145） （8）流体流动速度范围参考（化工原理P194）。 （9）固定管板式换热器与浮头式换热器的选择：管壳程 进出口温差大的流体可考虑使用浮头式换热器，此时 采用固定板式换热器需加膨胀节。
② 确定换热器的平均温差△t，根据温差修正系数Ft，得 到△tm。 ③ 初选总传热系数K，由式Q=KA△tm计算出所需的传 热面积A。 ④ 根据工艺条件选择管径的尺寸，初定管内流速u2，根 据换热管径及管内流体流量确定单程传热管数Ns。按 单程管计算得出传热管长度L，选定管长l，用L/l即得 管程数Np。Np*Ns即得换热管总根数，从而确定壳体 内径Di。 ⑤ 分别求得管程和壳程流通面积，进而确定壳程流体流 速u1 和管程流体流速u2 。 ⑥ 分别计算壳程与管程的传热系数a1，a2，结合管内外 的污垢热阻计算出总传热系数K’。若K ’/K比值满足于 (1.15—1.25)，则初选的K值合理，可进行下一步。反 之，返回第三步重新计算。
5.总结
对于同一种工艺状况而言，根据不同的需求 和实际操作安装，换热器的设计会有多种结果， 所以如何处理好换热效率和经济型的关系是换热 器设计中需要考虑的必不可少的问题。若设计换 热器的总传热系数较大，将导致流体通过换热器 的压强降（阻力）增大，相应地增加了动力费用； 若增加换热器的表面积，可能使总传热系数或压 强降减小，但却又受到换热器所能允许的尺寸限 制，且换热器的造价也提高了。因此，只能综合 考虑来选择相对合适的换热器。
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：sm w m kg skg M m A w M A t t t t tt t t //,//32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 ml mL n lL l tt t t t Z n n /Z Z2.2.2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。
•初步设计中，可采用下式估算外壳直径：•D S =(b-1)s+2b ′式中：D S ——壳体内径，m ；s——管中心距，m ；b ′——管束中心线上最外层管的中心至壳体内壁的距离，m ，一般取b ′=(1～1.5)d o ；b ——位于管束中心线上管数，其值可由以下公式计算：管子按等边三角形排列时，b=1.1n t 0.5管子按正方形排列时，b=1.19n t 0.5式中：n t ——换热器的总管数。
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443 360 100 ％ 20.2 ％ 360
故所选择的换热器是合适的。
四、核算压强降
1 ）计算管程压强降
P P P F N
i
1 2
t
p
Ns
4
前面已算出： u i 0.925 m s ， Re i 1.6225 10 （湍流） 取不锈钢管壁粗糙度
80 40 60 ℃ 2 25 30 水的定性温度： t m 27.5 ℃ 2
两流体的温差： Tm t m 60 27.5 32.5 ℃ 由于两流体温差不大于 50℃，故选用固定管板式列管换热器.查手册知:
两流体在定性温度下的物性数据如下: 物性 密度 流体 苯 水 836.6 996.35 1.828 4.176 0.381 0.852 0.151 0.613 ㎏/m
， 1
，
其中 Fs 1.15，Ns 1，P Ff 0 nc N B 1 管子为正三角形排列，取 F=0.4
u0 2
2
nc 1.19 n 1.1 108 12
取折流挡板间距 h 0.15m 折流挡板数： N B
L 4.5 1 1 29 0.15 h
4．计算两流体的平均温度差
暂按单壳程、多管程进行计算，逆流时平均温度差为：
t m
，
t 2 t1 80 30 40 25 29.07 C 80 30 t 2 ln ln (40 25) t1
而
P
t 2 t1 30 25 0.091 T2 T1 80 25
u0
Vs 114000000 0.22m / s A0 3600 300 24 863.6 0.0244
由正三角形排列得：
de
4(
3 2 2 3 3.14 0.032 2 0.019 2 ) t d0 ) 4 ( 2 4 2 4 0.05m d 0 3.14 0.019
取管长为 4.5m, 则管程数： N p 取管程数为 4
Li 17.27 3.8 L 4.5
所以总管数： n N p ni 4 28 108根 据此初选固定管板式换热器规格尺寸为： 壳 径 D 600 ㎜ 4 108 管 子 尺 寸 管 长L 管子排列方法 Φ19×2mm 4.5 m 正三角形
3
比热KJ/(㎏· C)
o
粘度 mPa·s
导热系W/(m· C)
o
3．计算热负荷和冷却水流量 Q Wh C ph T1 T2 Wc 1.14 10 8 1.828 10 3 (80 40) / 3600 3.22 10 5 W 300 24
Q 322000 3600 15.4kg / h Cp (t 2 t1) 4.176 103 (30 25)
2
壳程流通面积 A0 hD nc d 0 0.15 0.4 12 0.019 0.025m
u0
Vs 114000000 0.2m / s A0 3600 300 24 836.6 0.025
Re 0
d 0u0
0.019 0.2 836.6 8344 ＞ 500 0.381 10 3
d 0.019 2 A0 hD1 0 0.15 0.4 1 0.0244m t 0.032
式中 h 折流挡板间距，取 300 mm ； t 管中心距，对 25 2.5mm ， t 32mm 。 因为 WC 15.4kg / h 所以
（与假设相一致 合
Re i
d i ui
0.015 0.925 996.325 1.6225 10 4 湍流 0.852 10 3
Pri
Cp
4.176 10 3 0.852 10 3 5.8 0.613
图 所以
壳程摩擦系数 f 0 与 Re 0 的关系
-6-
苯
Re 0
d eu0
3
0.05 0.22 836.6 24154 0.381 10 3
6
因为 Re 0 在 2 10 ～ 1 10 范围内，故可用下式计算 0
0 0.36
de
Re 0 0.55 Pr0 3 Pr0
1
Cp
P 7710 1334 1.15 1 10401Pa
0
由上面计算可知，该换热器管程与壳程的压强均满足题目要求，故所选换热器合适。
-5-
项 目 流量，㎏/s 温度，℃（进/出） 定性温度，℃ 密度，㎏/m3 物 比热，kJ/㎏℃ 粘度，Pa·s 性 导热系数，kJ/m℃ 结 构 参 数 普兰特数 壳体外径， mm 管径， mm 管长，m 管数 传热面积，㎡ 管程数 主要计算结果 流速，m/s 污垢热阻,(㎡·℃)/W 传热系数，W/（㎡·℃）
Rsi 0.0002m 2 C / W (有机液体），Rso 0.00017m 2 C / W（井水）4 ）总传热系
-3-
数 K0 因为苯为有机物，管子材料选用不锈钢，取其导热系数为 w 16.5W / (m·oC)，总传热系数
K 0 为： K0 1 1 d0 d 0 di i d i 1
-2-
i 0.023
0.023
di
Re 0.8 Pri (苯被加热）
0 .3
0.613 0 .4 (1.6225 10 4 ) 0.8 5.8 0.015 4432W / m 2 C
2）计算壳程对流传热系数 0 换热器中心附近管排中流体流通截面积为：
5.0 8344 0.228 0.64
f 0 5.0 Re 0
， 1
0.228
836.6 0.2 2 7710 Pa 所以 P 0.4 0.64 12 29 1 2
2 2h u 0 2 0.15 836.6 0.2 ， P2 N B 3.5 29 3.5 1334 Pa D 2 0.4 2 2
管 程 数 Np 管子总数 n
三
核算总传热系数
1 ）计算管程对流传热系数 i
Ai
ui
适）
108 0.015 2 n d i2 0.00477 m 2 4 4 4 4
Vs 114000000 0.925 m s Ai 0.00477 300 24 3600 996.325
2
P2 3
ui 2
2
3
996.325 0.925 5115Pa 2
2
对于 19 2mm 的管子 4，Ns=1
P 4322 5115 1.4 4 1 52847 Pa
i
-4-
2 ）计算壳程压强降
0
P P
， 1
P2 Fs Ns
1.828 10 3 0.381 10 3 4.6 0.151
壳程中水被加热，取 1.05 ，
所以
0 0.36
0.151 (24154) 0.55 (4.6) 3 1.05 484 W / m 2 C 0.05
1
3 ）确定污垢热阻
管内、外侧污垢热阻分别取为：
二．初选总传热系数 K
根据低温流体为水，高温流体为有机物（参见《化工原理》P355）有K值的范围：430～ 850W/( m ·oC）,
2
假设 K 400W / m C
2
又因为苯走管程且初选 19 2.mm ，L= 4.5m 的列管，所以设 u i 0.9m / s 由 V ui
壳程（循环水） 15.4 25/30 27.5 996.325 4.176 0.825×10-3 0.613 5.29 600 Ф19×2 4.5 108 108.4 4 壳程 0.925 2.0× 10 4 10401
管程（苯） 9.25 80/40 60 836.6 1.828 0.318×10-3 0.151 5.27 台数 壳程数 管心距，㎜ 管子排列 折流板数 折流板距，m 材质 0.22 1.7× 10 4 4432 1 1 32 正三角形排列 29 0.3 不锈钢 管程
工艺计算算例
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 25℃，出口温度 30℃。 3、允许压强降：不大于 60kPa。 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：
114000 吨/年苯
0
Rso Rsi
1 19 19 1.7 10 4 2.0 10 4 484 15 4432 15 2 360W / m C
由前面计算可知，选用该型号换热器时，要求过程的总传热系数为 443W / m C ，在传热
2
任务所规定的流动条件下，计算出的 K 0 为 526W负荷 1. 流体流动途径的确定
本 换 热 器 处 理 的 是 两 流 体 均 不 发 生 相 变 的 传热过程，且均不易结垢，根据两流体的 情况，故选择苯走换热器的管程，循环水走壳程。
2.确定流体的定性温度、物性数据
冷却介质为循环水，取入口温度为：25 ℃，出口温度为：（25＋5～10） ℃ 苯的定性温度： Tm