ASME中国制造-标准系列化管壳式换热器的设计计算步骤

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列管式换热器设计方案计算过程参考

列管式换热器设计方案计算过程参考
设计换热器的过程一般包括以下几个步骤：确定换热器类型、选择换
热器材质、计算换热面积、计算换热器尺寸、计算流体流量和温度等。

1.确定换热器类型：根据具体的工艺要求、流体性质和换热效率要求，确定使用的换热器类型，如管壳式换热器、管板式换热器、板式换热器等。

2.选择换热器材质：根据流体性质和工艺要求，选择合适的换热器材质，如不锈钢、碳钢、镍及其合金等。

考虑耐腐蚀性、强度和成本等因素。

3.计算换热面积：根据流体的流量、温度和换热传热系数，计算所需
的换热面积。

换热面积的计算可以通过换热器设计软件进行，也可以通过
数学公式计算，例如Q=U*A*(ΔTm)式中的A即为换热面积。

4.计算换热器尺寸：根据换热面积、管子直径和管排布方式，计算换
热器的尺寸，包括换热器的长度、宽度和高度等。

根据需要还可以进行结
构强度校核和模态分析等。

5.计算流体流量和温度：根据工艺要求和热力学计算，确定流体的流
量和温度。

通过质量守恒和能量守恒等原理进行计算，例如根据流体的流
量和温度差，计算冷却液的质量流率和冷却液的温度变化等。

总结起来，设计换热器的过程包括确定换热器类型和材质、计算换热
面积和尺寸，以及计算流体流量和温度等。

根据具体的工艺要求和流体性质，选择合适的设计参数，通过数学计算和换热器设计软件进行计算，最
终得到满足工艺要求的换热器设计方案。

管壳式换热器的设计及计算

步取代管壳式换热器。
总之，为了适应工艺发展的需要，今后在强化传热过程和换热设备方面，还将继续探索新的途径。
强化传热技术
所谓提高换热器性能，就是提高其传热性能。狭义的强化传热系指提高流体和传热面
之间的传热系数。其主要方法归结为下述两个原理，即使温度边界层减薄和调换传热面附
近的流体，前者采用各种间断翅片结构，后者采用泡核沸腾传热[2]。最近还兴起一种EHD
花管(Twisted Tube)，这原是瑞士的Allares公司技术，后经布朗公司(Brown Fin tube,Ltd.)改进，是一种高效换热元件[4]。用于有相变强化传热的强化沸腾传热管有:烧结多孔表面管、机械加工的多孔表面管(如日本的Themoexcel2E管)、电腐蚀加工的多孔表面管
[5]、T型翅片管、ECR4(管和Tube2B型管。从所报导数据来看，在整体低肋管上切纵槽后
当前换热器发展的基本趋势是：继续提高设备的传热效率，促进设备结构的紧凑性，加强生产制造的标准化系列化和专业化，并在广泛的范围内继续向大型化的方向发展。各种新型高效紧凑式换热器的应用范围将得到进一步扩大。在压力、温度和流量的许可范围内，尤其是处理强腐蚀性介质而需要使用贵重金属材料的场合下，新型紧凑式换热器将进
流路湍流增进器与管内插入物
增进器是在传热面附近设置一个小物体(不一定与传热面相连接)，它可以是各种形状和型式，最常见的是在传热面上等距离设置突起物，通过搅乱流动来达到强化传热的目的［14］。管内插入物有：扭带(Turbu lators)、螺旋片、螺旋线圈(Spirele Elements)和静态混合器(Ke nics Mixers)。它们适合于强化管内单相流体传热，尤其对强化气体、低雷诺数或高粘度流体传热更为有效［9］。最近，国外又开发出一种称之为H itran Matrix Elements

PPT-7-管壳式换热器设计计算实例

kf Ai 1 hi hoo Ao 1 1 1 hi hoo 1
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。

管壳式换热器的设计及计算

第一章换热器简介及发展趋势1.1 概述在化工生产中，为了工艺流程的需要，常常把低温流体加热或把高温流体冷却，把液态汽化或把蒸汽冷凝程液体，这些工艺过程都是通过热量传递来实现的。

进行热量传递的设备称为换热设备或换热器。

换热器是通用的一种工艺设备，他不仅可以单独使用，同时又是很多化工装置的组成部分。

在化工厂中，换热器的投资约占总投资的10%——20%，质量约为设备总质量的40%左右，检修工作量可达总检修工作量的60%以上。

由此可见，换热器在化工生产中的应用是十分广泛的，任何化工生产工艺几乎都离不开它。

在其他方面如动力、原子能、冶金、轻工、制造、食品、交通、家电等行业也有着广泛的应用。

70年代的世界能源危机，有力地促进了传热强化技术的发展，为了节能降耗，提高工业生产经济效益，要求开发适用于不同工业过程要求的高效能换热设备[1]。

这是因为，随着能源的短缺(从长远来看，这是世界的总趋势)，可利用热源的温度越来越低，换热允许温差将变得更小，当然，对换热技术的发展和换热器性能的要求也就更高[2]。

所以，这些年来，换热器的开发与研究成为人们关注的课题，最近，随着工艺装置的大型化和高效率化，换热器也趋于大型化，向低温差设计和低压力损失设计的方向发展。

同时，对其一方面要求成本适宜，另一方面要求高精度的设计技术。

当今换热器技术的发展以CFD(Computational Fluid Dynamics)、模型化技术、强化传热技术及新型换热器开发等形成了一个高技术体系[3]。

当前换热器发展的基本趋势是：继续提高设备的传热效率，促进设备结构的紧凑性，加强生产制造的标准化系列化和专业化，并在广泛的范围内继续向大型化的方向发展。

各种新型高效紧凑式换热器的应用范围将得到进一步扩大。

在压力、温度和流量的许可范围内，尤其是处理强腐蚀性介质而需要使用贵重金属材料的场合下，新型紧凑式换热器将进一步取代管壳式换热器。

总之，为了适应工艺发展的需要，今后在强化传热过程和换热设备方面，还将继续探索新的途径。

管壳式换热器热力计算

然后把计算结果乘以校正系数φ，即可得到过渡流下的对流传热膜系数。 φ =1-6×105/Re1.8
α过渡流= φ × α湍流 (1.3)层流 Re<2300，可用：
Nu=1.86Re1/3Pr1/3(di/L)1/3(µi/μw)0.14
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应用范围：Re<2300，0.6<Pr<6700，（RePrL/di）>100。定性温度：除μw为壁温下的值外，其余为流体进出口温度
现在您浏览到是十页，共十九页。
定性温度：流体进出口温度的算术平均值；特征尺寸：管内径。对高粘度流体，应用：
α i=0.027λi/ diRei0.8Pri1/3(μi/ μw)0.14
定性温度：除μw壁温下的值外，其余为流体进出口温度的算术平均值；
特征尺寸：管内径。 (1.2)过渡流 Re=2300~10000 当流体在管内流动为过渡流时，对流传热膜系数可先按湍流的公式计算，
3.计算壳程压降和传热膜系数
3.1如果壳程压降Δps大于允许压力降，可增大折流板间距。 3.2如果壳程传热膜系数αo太小，减小折流板间距。如不能同时满足壳程压力降
和传热膜系数的要求，则重新估计K估值，改变结构参数进行计算。 4.计算总传热系数，校核传热面积
所选用的换热器的换热面积应留有15~25%的裕度。
系数与材料的组成结构、密度、含水率、温度等因素有关。非晶体结构、密度较低的材料，导热系数较小。材料的含水率、温度较低时，导热系数较小。通常把导热系数较低的材料称为保温材
料，而把导热系数在0.05瓦/米•度以下的材料称为高效保温材料。
现在您浏览到是三页，共十九页。
雷诺数Re Re=ρvd/μ ，其中v、ρ、μ分别为流体的流速、密度与黏度，d 为一特征长度。例如流体流过圆形管道，则d为管道直径。利用雷诺数可区分流体的流动是层流或湍流，也可用来确定物体在流体中流动所受到的阻力。

管壳式换热器的强度计算

2 o
t
t=
0.25Do p
[τ ]
t
式中 [τ]t ——管板材料在设计温度下的许用 τ 管板材料在设计温度下的许用剪应力， τ 剪应力，取[τ]t=0.8 [σ]t σ t ——不包括附加量的管板厚度，t=tc-C。不包括附加量的管板厚度，不包括附加量的管板厚度
考虑管板开孔削弱系数为(1-do/to)，则管板考虑管板开孔削弱系数为，按剪切强度的计算公式为：按剪切强度的计算公式为：（3））管孔中心距，式中 to ——管孔中心距，mm；管孔中心距； d。——管子外径，mm；管子外径，。管子外径； D。——布管区最外圈管子中心圆直径，mm 布管区最外圈管子中心圆直径，。布管区最外圈管子中心圆直径当布管区不是圆形时，当布管区不是圆形时，则D。为布管区外缘。管子中心连线所限定的周边当量直径，管子中心连线所限定的周边当量直径，即 4 Ao Do = Lo
2．将管束当作弹性支承，而管板则作为放置．将管束当作弹性支承，弹性支承于这弹性基础上的圆平板，弹性基础上的圆平板于这弹性基础上的圆平板，然后根据载荷大小、管束的刚度和周边支承情况来确定管板的弯曲应力。的弯曲应力。由于它比较全面地考虑了管束的支承和温差等影响，因而比较精确，的支承和温差等影响，因而比较精确，但计算公式较多，计算过程也较繁杂。算公式较多，计算过程也较繁杂。在大力发展电子计算技术的今天，展电子计算技术的今天，是一种有效的设计方法。方法。 3．取管板上相邻四根管子之间的棱形面积，．取管板上相邻四根管子之间的棱形面积，按弹性理论求此棱形面积在均布压力作用下的最大弯曲应力。的最大弯曲应力。由于此法与管板实际受载情况相差甚大，仅用于粗略计算。情况相差甚大，仅用于粗略计算。

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。

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 ，

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。

管壳式换热器设计实例

管壳式换热器设计实例管壳式换热器是一种常用的热交换设备，它通过将介质在管内和管外进行传热来实现热量的传递。

在实际工程中，管壳式换热器的设计需要考虑多方面的因素，如传热效率、材料选择、结构设计等。

下面将以一个具体的设计实例来介绍管壳式换热器的设计过程。

假设有一个工程项目需要设计一个管壳式换热器来完成热量的传递任务，其中管内介质为蒸汽，管外介质为水。

首先，我们需要确定设计参数，比如换热面积、传热系数、流体流速等。

第二步是根据流量和温度差确定流体流速。

由于我们已经确定了换热面积，可以根据设计条件来确定水和蒸汽的流量。

假设水的流量为2吨/小时，入口温度为50℃，出口温度为60℃。

通过计算可以得到水的平均温差为10℃。

然后，根据蒸汽的流量和温度，可以计算出蒸汽的平均温差。

第三步是根据流速和管道尺寸确定管子的数量和尺寸。

在确定流体流速后，我们可以根据流速和管道的尺寸来计算出所需的管子数量。

通常情况下，管道直径在15-40mm之间，我们可以选择一个合适的尺寸来满足设计要求。

第四步是选择合适的材料和结构。

由于蒸汽是高温高压介质，所以我们需要选择耐高温高压的材料。

常见的材料有不锈钢、碳钢等。

在结构设计上，我们需要保证换热面积最大化、散热效果最好。

在实际工程中，我们可以通过增加换热管的数量、改变流体流动方式等来改善散热效果。

最后，进行热力计算和强度计算。

根据热力计算和强度计算的结果，我们可以确定合适的换热器型号和参数。

同时，我们还需要对管壳式换热器进行实际试验，以验证设计的准确性和可行性。

综上所述，管壳式换热器的设计是一个复杂的过程，涉及多方面的因素。

在实际工程中，我们需要根据具体的项目要求和条件来进行合理的设计，并进行实际试验来验证设计的准确性。

这样才能确保管壳式换热器能够正常运行，并满足工程要求。

换热器设计计算步骤

换热器设计计算步骤1. 管外自然对流换热2. 管外强制对流换热3. 管外凝结换热已知：管程油水混合物流量 G ( m 3/d)，管程管道长度 L (m)，管子外径do (m)，管子内径di (m)，热水温度 t ℃，油水混合物进口温度 t 1’, 油水混合物出口温度 t 2” ℃。

1. 管外自然对流换热 1.1 壁面温度设定首先设定壁面温度，一般取热水温度和油水混合物出口温度的平均值，t w ℃，热水温度为t ℃，油水混合进口温度为'1t ℃，油水混合物出口温度为"1t ℃。

"w 11t ()2t t =+ 1.2 定性温度和物性参数计算管程外为水，其定性温度为1()K -℃21()2w t t t =+管程外为油水混合物，定性温度为'2t ℃''"2111()2t t t =+根据表1油水物性参数表，可以查得对应温度下的油水物性参数值一般需要查出的为密度ρ (3/kg m ),导热系数λ(/())W m K ∙，运动粘度2(/)m s ，体积膨胀系数a 1()K -，普朗特数Pr 。

表1 油水物性参数表水t ρλvaPr10 999.7 0.574 0.000001306 0.000087 9.52 20 998.2 0.599 0.000001006 0.000209 7.02 30 995.6 0.618 0.000000805 0.000305 5.42 40 992.2 0.635 0.000000659 0.000386 4.31 50 998 0.648 0.000000556 0.000457 3.54 60 983.2 0.659 0.000000478 0.000522 2.99 70997.70.6680.0000004150.0005832.5580 971.8 0.674 0.000000365 0.00064 2.21 90 965.3 0.68 0.000000326 0.000696 1.95 100958.40.6830.0000002950.000751.75油t ρλva Pr10 898.8 0.1441 0.0005646591 20 892.7 0.1432 0.00028 0.000693335 30 886.6 0.1423 0.000153 1859 40 880.6 0.1414 9.07E-05 1121 50 874.6 0.1405 5.74E-05 723 60 868.8 0.1396 3.84E-05 493 70 863.1 0.1387 0.000027 354 80 857.4 0.1379 1.97E-05 263 90 851.8 0.137 1.49E-05 203 100846.20.13611.15E-051601.3 设计总传热量和实际换热量计算0m v Q Cq t Cq t ρ=∆=∆v v C q t C q t αρβρ=∆+∆油油水水C 为比热容/()j kg K ∙，v q 为总体积流量3/ms ，αβ分别为在油水混合物中油和水所占的百分比，t ∆油水混合物温差，m q 为总的质量流量/kg s 。

管壳式换热器的设计及计算

总之，为了适应工艺发展的需要，今后在强化பைடு நூலகம்热过程和换热设备方面，还将继续探索新的途径。
所谓提高换热器性能，就是提高其传热性能。狭义的强化传热系指提高流体和传热面之间的传热系数。其主要方法归结为下述两个原理，即使温度边界层减薄和调换传热面附近的流体，前者采用各种间断翅片结构，后者采用泡核沸腾传热[2]。最近还兴起一种EHD技术，即电气流体力学技术，又称为电场强化冷凝传热技术，进一步强化了对流、冷凝和沸腾传热，特别适用于强化冷凝传热，并适用于低传热性介质的冷凝，因而引起人们的普遍关注[3]。其原理是，对某些不导电液体的表面施以相垂直的电场，使液体表面变得很不稳定，借冷凝液表面的张力作用和在静电场下液膜的不稳定现象使液膜厚度减薄，从而强化冷凝传热。其所需电场耗用的电力很小。人们想尽各种办法实施强化传热，归结起来不外乎两条途径，即改变传热面的形状和在传热面上或传热流路径内设置各种形状的湍流增进器或插入物。
当前换热器发展的基本趋势是：继续提高设备的传热效率，促进设备结构的紧凑性，加强生产制造的标准化系列化和专业化，并在广泛的范围内继续向大型化的方向发展。各种新型高效紧凑式换热器的应用范围将得到进一步扩大。在压力、温度和流量的许可范围内，尤其是处理强腐蚀性介质而需要使用贵重金属材料的场合下，新型紧凑式换热器将进一步取代管壳式换热器。
第一章
在化工生产中，为了工艺流程的需要，常常把低温流体加热或把高温流体冷却，把液态汽化或把蒸汽冷凝程液体，这些工艺过程都是通过热量传递来实现的。进行热量传递的设备称为换热设备或换热器。换热器是通用的一种工艺设备，他不仅可以单独使用，同时又是很多化工装置的组成部分。
在化工厂中，换热器的投资约占总投资的10%——20%，质量约为设备总质量的40%左右，检修工作量可达总检修工作量的60%以上。由此可见，换热器在化工生产中的应用是十分广泛的，任何化工生产工艺几乎都离不开它。在其他方面如动力、原子能、冶金、轻工、制造、食品、交通、家电等行业也有着广泛的应用。

管壳式换热器的设计计算

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。

管壳式换热器工艺计算

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一、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35℃。 3、允许压强降：不大于50kPa。 4、每年按300天计，每天24小时连续运行。二、设备型式：管壳式换热器三、处理能力：99000吨/年苯四、计算过程见管壳式换热器工艺计算算例.doc
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。
⑦计算管、壳两侧的压力降，如满足工艺条件则结束，不然，则调整管程和壳程的结构条件，返回上一步重新计算。 3. 计算过程需要注意的几点问题（1）首先分清冷热流体分别走的是管程还是壳程；（2）管壳程流体中定性温度的物性值：进出口温度的平均值，再通过插值法求出物性常数(注意单位）。（3）温度修正系数的计算：计算P、R值，查表，一般大于0.8（小于0.8表示有温度交叉）。（4）初选的总传热系数多靠经验数据得到大致范围（化工原理P170表3-8），需多次试算。（5）换热管长一般选用6m或3m，首选6m管。换热管径Ø25x2.5mm，Ø25x2mm或Ø19x2mm。

(完整版)换热器计算步骤..

第2章工艺计算2.1设计原始数据表2—12.2管壳式换热器传热设计基本步骤（1）了解换热流体的物理化学性质和腐蚀性能（2）由热平衡计算的传热量的大小，并确定第二种换热流体的用量。

（3）确定流体进入的空间（4）计算流体的定性温度，确定流体的物性数据（5）计算有效平均温度差，一般先按逆流计算，然后再校核（6）选取管径和管内流速（7）计算传热系数，包括管程和壳程的对流传热系数，由于壳程对流传热系数与壳径、管束等结构有关，因此，一般先假定一个壳程传热系数，以计算K，然后再校核（8）初估传热面积，考虑安全因素和初估性质，常采用实际传热面积为计算传热面积值的1.15~1.25倍l（9）选取管长（10）计算管数NT（11）校核管内流速，确定管程数（12）画出排管图，确定壳径D和壳程挡板形式及数量等i（13）校核壳程对流传热系数（14）校核平均温度差（15）校核传热面积（16）计算流体流动阻力。

若阻力超过允许值，则需调整设计。

第2章工艺计算2.3 确定物性数据2.3.1定性温度由《饱和水蒸气表》可知，蒸汽和水在p=7.22MPa、t>295℃情况下为蒸汽，所以在不考虑开工温度、压力不稳定的情况下，壳程物料应为蒸汽，故壳程不存在相变。

对于壳程不存在相变，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。

其壳程混合气体的平均温度为：t=420295357.52+=℃（2-1）管程流体的定性温度：T=3103303202+=℃根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。

2.3.2 物性参数管程水在320℃下的有关物性数据如下：【参考物性数据无机表1.10.1】表2—2壳程蒸气在357.5下的物性数据[1]：【锅炉手册饱和水蒸气表】表2—32.4估算传热面积 2.4.1热流量根据公式（2-1）计算：p Q Wc t =∆ 【化原 4-31a 】（2-2）将已知数据代入（2-1）得：111p Q WC t =∆=60000×5.495×310 (330-310)/3600=1831666.67W式中： 1W ——工艺流体的流量，kg/h ；1p C ——工艺流体的定压比热容，kJ/㎏.K ；1t ∆——工艺流体的温差，℃；Q ——热流量，W 。