换热器计算步骤
第2章工艺计算
2.1设计原始数据
表2—1
2.2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
N
T
（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。
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=420295
357.5
2
+
=℃（2-1）
管程流体的定性温度：
T=310330
320
2
+
=℃
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—3
2.4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：
111
p 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 。
2.4.2平均传热温差
根据 化工原理 4-45 公式（2-2）计算：
12
12
ln m t t t t t ?-??=
?? （2-3） 按逆流计算将已知数据代入 （2-3）得：
()()()()
121242033031029541.86420330ln ln 310295m t t t t t ---?-??=
==?-?-℃
式中： m t ?——逆流的对数平均温差，℃；
1t ?——热流体进出口温差，℃； 2t ?——冷流体进出口温差，℃； 可按图2-1中（b ）所示进行计算。
2.4.3传热面积
根据所给条件选定一个较为适宜的K 值，假设K =400 W/m 2.K 则估算传热面积为:
m
t K Q
S ?=
（化工原理 式4-43） （2-4）
将已知数据代入 （2-3）得： 2m 39.10986
.4140067
.1831666t =??=m K Q S
式中：S ——估算的传热面积，2m ；
K ——假设传热系数，W/m 2.℃；
m t ?——平均传热温差，℃。 考虑的面积裕度，则所需传热面积为:
28.12515.188.11215.1'm S S =?=?= （2-5）
2.4.4热流体用量
根据公式（2-4）计算：由化工原理热平衡公式 将已知数据代入 （2-4）得： kg/h 68
.17392)
295420(033.367
.1831666222=-?=?=
t C Q W p （2-6）
式中Q ——热流量，W ；
2p c ——定压比热容，kJ/㎏.
℃；
2t ?——热流体的温差，℃； 2W ——热流体的质量流量，kg /h 。
2.5 工艺尺寸 2.5.1管数和管长
1.管径和管内流速
根据红书 表3-2 换热管规格
表2-4
根据 红书 表3-4 取管内流速s m i /1u = ⒉管程数和传热管数 依红书3-9式 u
n d
q
v 2
4π
=
，可根据传热管内径和流速确定单管程传热管数
758.74102.04
7.70967
.164n 22
≈=??=
=
π
u d q
i
i v s （根） (2-7) 式中q v
——管程体积流量，s
3
m
；
n ——单程传热管数目；
i d ——传热管内径，mm ； u ——管内流体流速，s
m 。
按单管程计算,依红书3-10,所需的传热管长度为 ()m n
d A s
o
p 3.2175
025.08
.125L =??=
=
ππ (2-8)
式中 L ——按单程管计算的传热管长度，m A p ——传热面积，2m ；
d
o
——换热管外径，m 。
按单管程设计，传热管过长，则应采用多管程，根据本设计实际情况，采用非标准设计，现取传热管长m l 6=,则该换热器的管程数为 456.36
3
.21≈===
l L N p （管程）
(2-9) 传热管总根数 300475=?=?=N n N p s T （根） (2-10) 式中， 0d ——管子外径，m ；
'
T N ——传热管总根数，根；
0d ——管子外径，m ；
3.换热器的实际传热面积，依据红书3-12，
203.1413006025.014.3m lN d A T =???==π （2-11）
式中，
。
换热器的实际传热面积换热器的总传热管数；
----A N T
2.5.2平均传热温差校正及壳程数
选用多管程损失部分传热温差，这种情况下平均传热温差校正系数与流体进出口温
度有关，其中按红书3-13a 3-13b
12
21
T T R t t -=
=-热流体的温差冷流体的温差 （2-12）
2111
t t P T t -=
=-冷流体的温差
两流体最初温差 （2-13）
将已知数据代入（2-12）和（2-13）得：
按单壳程，四管程结构，红书图3-7，查得校正系数[1]：
图2-2 温差校正系数图
0.96t ε?=；
平均传热温差 按式（2-9）计算：
m t t t ε??=?塑 （2-14）
将已知数据代入（2-9）得： 式中 ：m t ?——平均传热温差，℃； t ε?——校正系数；
t ?塑——未经校正的平均传热温差，℃。
由于平均传热温差校正系数大于0.8，同时壳程流量较大，故取单壳程合适。 传热管排列方式：采用正三角形排列
每程各有传热管75根，其前后官箱中隔板设置和介质的流通顺序按 化工设计 3-14 选取
取管心距：
01.28t d = （2-15） 则管心距：
根据标准选取为 32mm ： 隔板中心到离其最近一排管中心距
mm t s 22623262=+=+=
（2-16）
各程相邻传热管的管心距为2s=44mm 。
每程各有传热管75根，其前后管箱中隔板设置和介质的流通顺序按图2-4选取。
图2-3组合排列法
图2-4 隔板形式和介质流通顺序
⒌壳体内径
采用多管程结构，壳体内径可按式计算。正三角形排列，4管程，取管板利用率为
0.70.8~.60==ηη，取，则壳体内径为 )mm (5.6957
.0300
3205.105.1=??==η
N
T
t
D . （2-17）
式中：D ——壳体内径,m; t ——管中心距,m;
N
T
——横过管束中心线的管数
按卷制圆筒进级挡圆整，取为D=700mm 。
2.5.3 折流板
管壳式换热器壳程流体流通面积比管程流通截面积大，为增大壳程流体的流速，加强其湍动程度，提高其表面传热系数，需设置折流板。单壳程的换热器仅需要设置横向折流板。
采用弓形折流板，弓形折流板圆缺高度为壳体内径的20%~25%，取25%，取则切去的圆缺高度为：
0.25700175h =?=mm （2-18） 故可取h =180mm
取折流板间距D B 3.0=，则
)(2107003.0mm B =?= （2-19） 可取为B=250mm 。
折流板数N B （块）折流板间距传热管长231-250
6000
1-===
N B （2-20）
折流板圆缺面水平装配。 化工设计 图3-15
图2-5 弓性折流板（水平圆缺）
2.5.4其它附件拉杆
拉杆数量与直径：由化工设计表4-7 表4-8 该换热器壳体内径为700mm ，故其拉杆
直径为φ16拉杆数量为6个。
2.5.5接管
依据化工原理 式1-24 ，
壳程流体进出口接管：取接管内水蒸气流速为=u 1 4.42m /s ，则接管内径为 )(219.042
.48.28360017393
4V 4D 1
1
1m u =???=
=
ππ）（ （2-21） 圆整后可取内径为=D 1150mm 。
管程流体进出口接管：取接管内液体流速为=u 21m /s ，则接管内径为 圆整后取管内径为D 2=180mm 。 式中：D ——接管内径，m ；
u ——流速，/m s ；
V ——热、冷流体质量流量，kg/s 。
2.6换热器核算 2.6.1 热流量核算
壳程表面传热系数
壳程表面传热系数用克恩法计算，见式 红书3-22
14
.0)(Pr
31
Re
55
.0136.0o ηηλ
αw
d e
= （2-22） 当量直径，依式红书 3-32b 计算：
d d t o
o e ππ)423(4d 2
2-=
（2-23）
将已知数据代入 （2-23）得 ： 式中 e d —当量直径，m ； t —管心距，m ； 0d —管外径，m 。 壳程流通面积依红书式3-25计算
)(038.0)032.0025.01(7.025.0)1(2m t BD d S o o
=-??=-=22(1)d s BD t =- （2-24）
式中 B —折流板间距，m ；
D —壳体内径，m ； t —管心距，m ； d o —管径，m ；
S o —壳程流通面积，2m 。
依据红书计算步骤，壳程流体流速及其雷诺数 分别为
415.4038.0)
8.283600(17393S u o o =?==V o （m /s ） （2-25）
72.1132751045.228
.28415.402.0u d Re
6
=???=
=
-μ
ρ
e o
（2-26）
普朗特数
黏度校正 1)(14
.0≈η?
η 壳程表面传热系数
（2-27） 式中 2u —壳程流体流速，/m s ； 2s —壳程流通面积，2
m ；
ρ—密度，3
/kg m m —热流体的质量流量，/kg h 。 2 管内表面传热系数 管程流体流通截面积 )(0236.07502.04
n d 4
22i m N T i S =??=?
?=
π
π
（2-28） 管程流体流速
1=u i （m /s ）
雷诺数 1.1660311049.851
02.07.709R 6
=???=
-i i i i i
u d e μρ （2-29）
普朗特数 853.0r =P
按化工原理 式 4.08.0Pr Re 23.0d
i
i i λα= 得
℃）（?=???
==24.08.04
.08.0W/m 5.562853.01.16603102
.05507
.023.0Pr Re 23
.0d
i
i i λ
α （2-30）
式中：Re ——雷诺数；
e d ——当量直径，m ； i u ——管程流体流速，/m s ；
i ρ——密度，3
/kg m ； i μ——粘度，Pa.s 。
Pr ——普朗特数； pi c
——定压比热容，kJ/㎏.℃； i μ——粘度，Pa.s ； i λ——热导率，W/m.℃。 污垢热阻和管壁热阻
污垢热阻和管壁热阻可取[1]：化工原理附录20
管外侧污垢热阻 4108598.0-?=R o （2m ·℃/W ） 管内侧污垢热阻 4108598.0-?=R o （2m ·℃/W ） 管壁热阻按红书 式计算，[1]查表
可得碳钢在该条件下的热导率为40/(.)W m K ：
λ
w
w b
R =
（2-31）
将已知数据代入 （2-31）得：
式中： w R ——管壁热阻，2
./m K W ；
b ——传热管壁厚，m ； w λ——管壁热导率，W/m.℃。 传热系数
c K 按红书3-21计算：
因为αi 值更小，故按Ki 计算
α
αi
00
o
i 1
1
+
+++=
R d
d R d
d R d
d K i m
i w i C （2-32）
将已知数据代入（2-32）得： 5传热面积裕度 红书3-35 )(42.12686
.411.3461831666.67
2m Q t K A m C C =?=?=
（2-33）
该换热器的实际换热面积A
)(3.1413006025.014.32m l A N d T o =???==π （2-34）
依红书 式3-36 该换热器的面积裕度为 %79.11%10042
.12642
.1263.141%100=?-=
?-=
A
A C
C
A H （2-35）
该换热器的面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。
2.6.2壁温核算
2.6.2.1 温差计算
由于工作条件是高温高压，与四季气温相差特别大。因此进出口温度可以取原操作温度。另外，由于传热管内侧污垢热阻较大会使传热管壁温降低，降低了传热管和壳体之间的温差。但操作初期时，污垢热阻较小，壳体和传热管间壁壁温差可能很大。计算中因按最不利的因素考虑，因此，取两侧污垢热阻为零计算传热管壁温。
由 红书3-42式计算：
R R R t R T h
h
c c
h h
m c c
m w ++
++++=
α
α
α
α
1
1
)
1
()1
(
t （2-36）
液体的平均温度 按红书 3-44 和3-45式
计算有：
3183106.03304.0=?+?=t m （℃） （2-37）
6.682==h h o
c
（W/2
m ·℃）
5.562h
==h h i
（W/2
m ·℃）
代入2-36式 传热管平均壁温
336.85
.56216.68215.562318
6.6825.35711T =++=
++=
h
h h t h T
h
c
h
m
c m
w （℃） （2-38） 式中： 1T ——热流体进口温度，℃； 2T ——热流体出口温度，℃；
1t ——冷流体进口温度，℃； 2t ——冷流体出口温度，℃。
壳体壁温，可以近似取为壳程流体的平均温度，即t=357.5℃。 传热管壁温和壳体壁温之差为
7.208.3365.357=-=?t （℃） （2-39）
该温差较大，需设温度补偿器。由于水和水蒸气不容易结垢，不需要经常清洗，因此选用U 型管换热器较为适宜。 2.6.2.2 管程流体阻力 依式（2-29）
12()i p t p p p N F ?=?+? （2-36）
其中 4p =N 1.5t F = 式中 ：
p N
——管程数；
i p ?——管程总阻力，Pa ；
t F ——管程结垢校正系数，对mm 5.225?φ的管子，取1.5；
2
2
i i i l u p d ρλ?= （2-37）
由Re=166031 查化原表1-2
传热管绝对对粗糙度 02.0=ξ
传热管相对对粗糙度 查化工原理 图1-27 莫狄 e R —λ图
得 021.0i =λ
s m m /1u /kg 7.7093==，ρ ，将已知数据代入（2-37）得：
式中： i λ——摩擦系数；
l ——管长，m ；
i d ——传热管内径，m ；
001.020
02.0=
ρ——冷流体密度，3
/kg m ；
u ——管内流速，/m s ；
i p ?——单程直管阻力，Pa 。 局部阻力按式（2-37）计算，
2
2
r u p ρξ
?= （2-38）
将已知数据代入（2-31）得： 式中： r p ?——局部阻力，Pa ； ξ——局部阻力系数；
ρ——冷流体密度，3
/kg m ； u ——管内流速，/m s ； 管程总阻力为：
a 6.459875.142)8.15965.2235(p P t =???+=? （2-39） 管程流体阻力在允许范围之内。 2.6.2.3壳程阻力
按式红书 式 3-50 ~ 3-54计算：
''12()o s s p p p F N ?=?+? （2-40）
其中 1s N =， 1s F = 式中 o p ?——壳程总阻力，Pa ； '1p ?——流体流过管束的阻力，Pa ；
'
2p ?——流体流过折流板缺口的阻力，Pa ； s F ——壳程结垢校正系数；
s N ——壳程数； 流体流经管束的阻力按（2-41）计算
2'0
1
0(1)
2
c B u p Ff n N ρ?=+ （2-41）
将已知数据代入（2-340）得：
式中 '1p ?——流体流过管束的阻力，Pa ；
F ——管子排列方式为正三角形，所以0.5F =； 0f ——壳程流体的摩擦系数，
352.01.1660315Re 0.5228.0228.0=?==--o o
f
；
c n ——横过管束中心线的管子数 05.19300
.11N .11.5
00.5T =?==n C ； B N ——折流挡板数23=B N ； ρ——热流体密度，3/kg m ；
0u ——按壳程流通面积计算的流速 s /m 415.4u o =； 流体通过折流板缺口的阻力 依式（2-34）计算：
2
'0
2
2(3.5)2B u B p N D ρ?=- （2-34）
m 25.0=B ，m 7.0=D
将已知数据代入（2-35）得： 式中 B N ——折流板板数； B ——折流板间距，m ； D ——壳体内径，m ； ρ——热流体密度，3/kg m ； 0u ——壳程流体流速，/m s ；
i p ?——流体流过折流板缺口的阻力，Pa ； 总阻力：
由于该换热器壳程流体的操作压力较高，所以壳程流体的阻力也比较适宜。
2.7 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2-5。
表2-5 换热器主要结构尺寸和计算结果
化工原理设计：列管式换热器设计
化工原理课程设计 设计题目：列管式换热器的设计班级：09化工 设计者：陈跃 学号：20907051006 设计时间：2012年5月20 指导老师：崔秀云
目录 概述 1.1.换热器设计任务书 .................................................................... - 7 - 1.2换热器的结构形式 .................................................................. - 10 - 2.蛇管式换热器 ........................................................................... - 11 - 3.套管式换热器 ........................................................................... - 11 - 1.3换热器材质的选择 .................................................................. - 11 - 1.4管板式换热器的优点 .............................................................. - 13 - 1.5列管式换热器的结构 .............................................................. - 14 - 1.6管板式换热器的类型及工作原理............................................ - 16 - 1.7确定设计方案.......................................................................... - 17 - 2.1设计参数................................................................................. - 18 - 2.2计算总传热系数...................................................................... - 19 - 2.3工艺结构尺寸.......................................................................... - 19 - 2.4换热器核算 ............................................................................. - 21 - 2.4.1．换热器内流体的流动阻力 (21) 2.4.2.热流量核算 (22)
管壳式换热器的设计和选用的计算步骤
管壳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 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
换热器设计计算范例
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 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 3.31450.9
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： =0.727Χ10-3Pa.s 密度ρ=994kg/m3粘度μ 2 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℃ =1.15Χ10-3Pa.s 密度ρ=880kg/m3粘度μ 2 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/s
4、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： S0==75m2 5、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。（2）壳体直径； e取1.5d0，即e=28.5mm D i=t(n c—1)+2e=19×(—1)+2×28.5=537.0mm，按照标准尺寸进行整圆，壳体直径为600mm。此时长径比为7.5，符合6-10的范围。
换热器计算步骤
第2章工艺计算 2.1设计原始数据 表2—1 2.2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 N T （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。 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=420295 357.5 2 + =℃（2-1） 管程流体的定性温度： T=310330 320 2 + =℃ 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—3 2.4估算传热面积 2.4.1热流量
管壳式换热器设计计算用matlab源代码
%物性参数 % 有机液体取69度 p1=997; cp1=2220; mu1=0.0006; num1=0.16; % 水取30度 p2=995.7; mu2=0.0008; cp2=4174; num2=0.62; %操作参数 % 有机物 qm1=18;%-----------有机物流量-------------- dt1=78; dt2=60; % 水 t1=23; t2=37;%----------自选----------- %系标准选择 dd=0.4;%内径 ntc=15;%中心排管数 dn=2;%管程数 n=164;%管数 dd0=0.002;%管粗 d0=0.019;%管外径 l=0.025;%管心距 dl=3;%换热管长度 s=0.0145;%管程流通面积 da=28.4;%换热面积 fie=0.98;%温差修正系数----------根据R和P查表------------ B=0.4;%挡板间距-----------------自选-------------- %预选计算 dq=qm1*cp1*(dt1-dt2); dtm=((dt1-t2)-(dt2-t1))/(log((dt1-t2)/(dt2-t1))); R=(dt1-dt2)/(t2-t1); P=(t2-t1)/(dt1-t1); %管程流速 qm2=dq/cp2/(t2-t1); ui=qm2/(s*p2);
%管程给热系数计算 rei=(d0-2*dd0)*ui*p2/mu2; pri=cp2*mu2/num2; ai=0.023*(num2/(d0-2*dd0))*rei^0.8*pri^0.4; %管壳给热系数计算 %采用正三角形排列 Apie=B*dd*(1-d0/l);%最大截流面积 u0=qm1/p1/Apie; de=4*(sqrt(3)/2*l^2-pi/4*d0^2)/(pi*d0);%当量直径 re0=de*u0*p1/mu1; pr0=cp1*mu1/num1; if re0>=2000 a0=0.36*re0^0.55*pr0^(1/3)*0.95*num1/de; else a0=0.5*re0^0.507*pr0^(1/3)*0.95*num1/de; end %K计算 K=1/(1/ai*d0/(d0-2*dd0)+1/a0+2.6*10^(-5)+3.4*10^-5+dd0/45.4); %A Aj=dq/(K*dtm*fie); disp('K=') disp(K); disp('A/A计='); disp(da/Aj); %计算管程压降 ed=0.00001/(d0-2*dd0); num=0.008; err=100; for i=0:5000 err=1/sqrt(num)-1.74+2*log(2*ed+18.7/(rei*sqrt(num)))/log(10); berr=err/(1/sqrt(num)); if berr<0.01 break; else num=num+num*0.01;
换热器计算程序+++
换热器计算程序 2.1设计原始数据 表2—1 名称设计压力设计温度介质流量容器类别设计规范单位Mpa ℃/ Kg/h / / 壳侧7.22 420/295 蒸汽、水III GB150 管侧28 310/330 水60000 GB150 2.2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 N （10）计算管数 T （11）校核管内流速，确定管程数 D和壳程挡板形式及数量等 （12）画出排管图，确定壳径 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。
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=420295 357.5 2 + =℃（2-1） 管程流体的定性温度： T=310330 320 2 + =℃ 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 密度ρ i- =709.7 ㎏/m3 定压比热容c pi =5.495 kJ/㎏.K 热导率λ i =0.5507 W/m.℃ 粘度μ i =85.49μPa.s 普朗特数Pr=0.853 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—3
板式换热器计算程序说明
上海化工机械二厂 板式换热器计算程序V6.0使用说明 一、概述 1、板式换热器是一种高效紧凑型热交换设备。它具有传热效率高，阻力损失小，结构紧凑，拆装方便，操作灵活等优点。目前广泛应用于冶金、机械、电力、石油、化工、制药、纺织、造纸、食品、城镇小区集中供热等各个行业和领域。 2、在以往工程设计中，板式换热器设计计算均采用手算，方法有以下两种： ⑴简易算法：假定理论传热系数，求出换热面积，选定厂家及换热器型号，计算板间流速，通过厂家样本提供的传热特性曲线及流阻特性曲线，查出实际传热系数及流阻，经过反复校核得出满足工艺条件的结果，最终确定换热器型号及换热面积大小。这种算法的优点是计算简单，步骤少，时间短；缺点是结果不准确。造成结果不准确的原因主要是样本所提供的传热特性曲线及流阻特性曲线是一定工况条件下的曲线，而设计工况可能与之不符。 ⑵标准算法：选定厂家，根据角孔流速确定换热器型号，从手册查出在设计工况下冷、热介质的各种物理参数，根据厂家样本提供的传热经验公式及流阻经验公式进行热工计算，求出传热系数及流阻，经过反复校核得出满足工艺条件的结果，最终确定换热器型号及换热面积大小。这种算法的优点是计算结果准确；缺点是计算复杂，步骤多，时间长。 3、利用计算机进行板式换热器设计计算，充分发挥了计算机运算速度快的特长，一个计算在微机上几秒钟内就能完成，且结果的准确性是手算难以达到的。另一个主要特点是程序中存贮了计算所需的不同水温时水的各种物理参数及板式换热器定型设备的所有参数，设计人员在计算机上进行计算时只需输入工艺条件（如水量、水温、流阻等）就能马上得出计算结果，这为设计人员提供了极大的方便。计算人员还可以输入不同的工艺条件（如水量、水温相同，流阻不同等）得出不同的计算结果，或更换换热器型号以得出不同的计算结果，通过对结果的比较、优化，最终选定既经济合理又性能可靠的板式换热器。 二、编制依据 《板式换热器的设计计算》张治川著； 《热交换器设计手册》〔日〕尾花英朗著； 《换热器》邱树林、钱滨江著； 《换热设备的污垢与对策》杨善让、徐志明著； 《换热器设计手册》钱颂文主编； 三、应用范围 程序仅用于计算上海化工机械二厂生产的板式换热器。 四、使用方法 1、打开显示器、打印机、计算机主机电源开关，操作系统应为WIN98或更高版本，文字处理采用OFFICE97或更高版本，打印纸选择A4 2、将带有板式换热器计算程序的安装盘插入光盘驱动器，执行安装命令SETUP.EXE，按屏幕提示进行。若复制文件发生访问冲突时，选择“忽略”，直至安装完毕。 3、单击“开始”按钮，执行“程序”菜单中的“板式换热器计算程序”，开始运算。整个运算过程全部采用人机对话，操作者只需按照屏幕的提示进行操作即可得到满意的计算结果。
第1章 换热器设计软件介绍与入门
第1章换热器设计软件介绍与入门 孙兰义 2014-11-2
主要内容 1 ASPEN EDR软件 1.1 Aspen EDR简介 1.2 Aspen EDR图形界面 1.3 Aspen EDR功能特点 1.4 Aspen EDR主要输入页面 1.5 Aspen EDR简单示例应用 2 HTRI软件 2.1 HTRI简介 2.2 HTRI图形界面 2.3 HTRI功能特点 2.4 HTRI主要输入页面 2.5 HTRI简单示例应用
Aspen Exchanger Design and Rating（Aspen EDR）是美国AspenTech 公司推出的一款传热计算工程软件套件，包含在AspenONE产品之中。 Aspen EDR能够为用户用户提供较优的换热器设计方案，AspenTech 将工艺流程模拟软件和综合工具进行整合，最大限度地保证了数据的一致性，提高了计算结果的可信度，有效地减少了错误操作。 Aspen7.0以后的版本已经实现了Aspen Plus、Aspen HYSYS和Aspen EDR的对接，即Aspen Plus可以在流程模拟工艺计算之后直接无缝集成转入换热器的设计计算，使Aspen Plus、Aspen HYSYS流程计算与换热器详细设计一体化，不必单独地将Aspen Plus计算的数据导出再导入给换热器计算软件，用户可以很方便地进行数据传递并对换热器详细尺寸在流程中带来的影响进行分析。
Aspen EDR的主要设计程序有： ①Aspen Shell & Tube Exchanger：能够设计、校核和模拟管壳式换热器的传热过程 ②Aspen Shell & Tube Mechanical：能够为管壳式换热器和基础压力容器提供完整的机械设计和校核 ③HTFS Research Network：用于在线访问HTFS的设计报告、研究报告、用户手册和数据库 ④Aspen Air Cooled Exchanger ：能够设计、校核和模拟空气冷却器 ⑤Aspen Fired Heater：能够模拟和校核包括辐射和对流的完整加热系统，排除操作故障，最大限度的提高效率或者找出潜在的炉管烧毁或过度焦化 ⑥Aspen Plate Exchanger ：能够设计、校核和模拟板式换热器； ⑦Aspen Plate Fin Exchanger：能够设计、校核和模拟多股流板翅式换热器
换热器设计指南汇总
换热器设计指南 1总贝!I i.i目的 为规范本公司工艺设计人员设计管壳式换热器及校核管壳式换热器而编制。 1. 2范围 1.2.1本规定规定了管壳式换热器的选型、设计、校核及材料选择。 1.2.2本规定适用于本公司所有的管壳式换热器。 1.3规范性引用文件 下列文件中的条款通过本规定的引用而成为本规定的条款，凡注日期的应用文件，其随后所有的修改单或修改版均不适用本规定。凡不注日期或修改号 (版次)的引用文件，其最新版本适用于本规定。 GB150-1999钢制压力容器 GB151-1999管壳式换热器 HTRI设计手册 Shell & tube heat exchangers ------- JGC 石油化工设计手册第3卷——化学工业出版社(2002) 换热器设计手册——中国石化出版社(2004) 换热器设计手册——化学工业出版社(2002) Shell and Tube Heat Exchangers Technical Specification ---------- SHESLL (2004) SHELL AND TUBE HEAT EXCHANGERS——BP (1997) Shell and Tube Exchanger Design and Selection -------- HEVRON COP. (1989)
HEAT EXCHANGERS——FLUOR DANIEL (1994) Shell and Tube Heat Exchangers ------- TOTAL (2002) 管壳式换热器工程规定——SEI (2005) 2设计基础 2. 1传热过程名词定义 2.1.1无相变过程 加热：用工艺流体或其他热流体加热另一工艺流体的过程。 冷却：用工艺流体、冷却水或空气等冷剂冷却另一工艺流体的过程。 换热：用工艺流体加热或冷却另外一股工艺流体的过程。 2.1.2沸腾过程 在传热过程中存在着相的变化一液体加热沸腾后一部分变为汽相。此时除显热传递外，还有潜热的传递。 池沸过程：用工艺流体、水蒸汽或其他热流体加热汽化大容积设备中的工艺流体过程。 流动沸腾：用工艺流体、水蒸汽或其他热流体加热汽化狭窄流道中的工艺流体过程。 2.1.3冷凝过程 部分或全部流体被冷凝为液相，热流体的显热和潜热被冷流体带走，这一相变过程叫冷凝过程。 纯蒸汽或混合蒸汽冷凝：用工艺流体、冷却水或空气，全部或部分冷凝另一工艺流体。 有不凝气的冷凝：用工艺流体、冷却水或空气，部分冷凝工艺流体和同时冷却不凝性气体。 2.2换热器的术语及分类 2.2.1术语及定义 换热器装置：为某个可能包括可替换操作条件的特定作业的一个或多个换热器； 位号：设计人员对某一换热器单元的识别号； 有效表面：进行热交换的管子外表面积； 管程：介质流经换热管内的通道及与其相贯通部分； 壳程：介质流经换热管外的通道及与其相贯通部分；
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 11 t ()2 t 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 ()2 w 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 ρ λ v a Pr 10 999.7 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 70 997.7 0.668 0.000000415 0.000583 2.55 80 971.8 0.674 0.000000365 0.00064 2.21 90 965.3 0.68 0.000000326 0.000696 1.95 100 958.4 0.683 0.000000295 0.00075 1.75 油 t ρ λ v a Pr 10 898.8 0.1441 0.000564 6591 20 892.7 0.1432 0.00028 0.00069 3335 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-05 203 100 846.2 0.1361 1.15E-05 160 1.3 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 /m s ，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 。 实际换热量Q 0Q Q *1.1/0.9= 0.9为换热器效率，1.1为换热余量。 1.4 逆流平均温差计算
4-4-传热过程计算
知识点4－4 传热过程计算 【学习指导】 1．学习目的 通过本知识点的学习，掌握换热器的能量衡算，总传热速率方程和总传热系数的计算。在传热计算的两种方法中，重点掌握平均温度差法，了解传热单元数法及应用场合。 2．本知识点的重点 换热器的能量衡算，总传热速率方程和总传热系数的计算，用平均温度差法进行传热计算。 3．本知识点的难点 传热单元数法。 4．应完成的习题 4-4 在某管壳式换热器中用冷水冷却热空气。换热管为φ25×2.5 mm的钢管，其导热系数为45 W/(m·℃)。冷却水在管程流动，其对流传热系数为2600 W/(m2·℃)，热空气在壳程流动，其对流传热系数为52 W/(m2·℃)。试求基于管外表面积的总传热系数以及各分热阻占总热阻的百分数。设污垢热阻可忽略。 4-5 在一传热面积为40m2的平板式换热器中，用水冷却某种溶液，两流体呈逆流流动。冷却水的流量为30000kg/h，其温度由22℃升高到36℃。溶液温度由115℃降至55℃。若换热器清洗后，在冷、热流体量和进口温度不变的情况下，冷却水的出口温度升至40℃，试估算换热器在清洗前壁面两侧的总污垢热阻。假设： （1）两种情况下，冷、热流体的物性可视为不变，水的平均比热容为4.174 kJ/(kg·℃)； （2）两种情况下，αi、αo分别相同；
（3）忽略壁面热阻和热损失。 4-6 在套管换热器中用水冷却油，油和水呈并流流动。已知油的进、出口温度分别为140℃和90℃，冷却水的进、出口温度分别为20℃和32℃。现因工艺条件变动，要求油的出口温度降至70℃，而油和水的流量、进口的温度均不变。若原换热器的管长为1m，试求将此换热器管长增至若干米后才能满足要求。设换热器的热损失可忽略，在本题所涉及的温度范围内油和水的比热容为常数。 4-7 冷、热流体在一管壳式换热器中呈并流流动，其初温分别为32℃和130℃，终温分别为48℃和65℃。若维持冷、热流体的初温和流量不变，而将流动改为逆流，试求此时平均温度差及冷、热流体的终温。设换热器的热损失可忽略，在本题所涉及的温度范围内冷、热流体的比热容为常数。 4-8 在一管壳式换热器中，用冷水将常压下的纯苯蒸汽冷凝成饱和液体。已知苯蒸汽的体积流量为1600 m3/h，常压下苯的沸点为80.1℃，气化潜热为394kJ/kg。冷却水的入口温度为20℃，流量为35000kg/h，水的平均比热容为4.17 kJ/(kg·℃)。总传热系数为450 W/(m2·℃)。设换热器的热损失可忽略，试计算所需的传热面积。 4-9 在一传热面积为25m2的单程管壳式换热器中，用水冷却某种有机物。冷却水的流量为28000kg/h，其温度由25℃升至38℃，平均比热容为4.17 kJ/(kg·℃)。有机物的温度由110℃降至65℃，平均比热容为1.72 kJ/(kg·℃)。两流体在换热器中呈逆流流动。设换热器的热损失可忽略，试核算该换热器的总传热系数并计算该有机物的处理量。 4-10 某生产过程中需用冷却水将油从105℃冷却至70℃。已知油的流量为6000kg/h，水的初温为22℃，流量为2000kg/h。现有一传热面积为10 m2的套管式换热器，问在下列两种流动型式下，换热器能否满足要求： （1）两流体呈逆流流动； （2）两流体呈并流流动。 设换热器的总传热系数在两种情况下相同，为300 W/(m2·℃)；油的平均比热容为1.9 kJ/(kg·℃)，水的平均比热容为4.17kJ/(kg·℃)。热损失可忽略。
管壳式换热器工艺计算软件(THecal Ver 1.3)
管壳式换热器工艺计算软件(THecal Ver 1.3) 绿色版无需安装解压后启动 Thecal.exe 该软件是通用的管式换热器的工艺设计计算软件，其结构参数是以GB151-1999为基础，同时参照了JB/T 4174-92、JB/T 4175-92。尽管 THECAL遵守JB/T 4174-92、JB/T 4175-92 的规定，但用户可以自行修改有关的结构参数。 硬件环境： Thecal 对硬件环境没有特殊要求，建议采用486-DX66或以上的CPU。 请将显示卡的分辨率设置为800×600或以上。 软件环境： 该软件运行在中文Windows 9X环境下。推荐使用中文Windows 98。
软件安装： 运行系统盘上的 “..\THECAL\Setup.exe”，安装向导向到会引导用户顺利完成安装。 运行该软件后，首先进入数据输入界面，在管程与壳程这两个回路中，流量、进出口温度、及热负荷这七个数据中必须且仅须已知五个数据方可进行计算，也就是说需要有五个选择框被选中并填入合理的数据才能够进行计算。当选择框选择不对或数据不合理，将提示错误，可以参考右上角的图形来检查出错的原因，重新确定已知数据并输入合理的数据。 输入数据后，首先按<热平衡>按钮来建立热平衡，如果输入的数据不合理，软件即发出数据错误信息，您可以留意屏幕右上角的图形来检查数据错误的原因。 正确地建立好热平衡后，即可按<计算>按钮来进入下一个界面进行计算。 该软件提供验证、设计两种计算方式，使用<设计>时，软件会自动确定管壳式换热器的壳程内径、折流板数及间距、拉杆数、换热管根数、换热管长度及管间距等，自动计算将自动确定换热器的流程数，其结构参数一般是遵循JB/T 4174-92、JB/T 4175-92的规定。<验证>时，可以自行确定换热器的管程及壳程的所有结构参数。首先确定壳体内径，然后确定换热管的长度，再核实其他的结构参数，按<验证>来计算该换热器的传热及流阻性能情况。 按<返回>按钮返回数据输入界面, 按<打印>按钮打印计算结果，需要说明的是，该软件所输出的计算结果采用的是A4号纸，需要事先在Windows的打印机管理模块中设置好。 该软件除了提供了管式换热器工艺计算功能外，还提供了几个实用的小程序，他们是<计算器>、<万能单位换算>，这些功能可以在主菜单中的<实用程序>项下找到。 本软件没有换热器强度计算功能，而管板厚度会影响换热面积的，如果管板厚度修改后，需要重新验证该换热器的传热性能。有关管壳式换热器的强度计算可以采用化工部设备设计技术中心站的钢制压力容器设计计算软件包或其他软件。 Thecal 1.1有如下问题需要注意： 1. 换热管数会因为设计压力不同需要必要的调整。 2. 由于该版本不具备强度计算功能，同时管板的厚度会影响总换热面积(换热管的长度一定)，软件中的管板厚度仅为假设值，因而当管板经过强度计算以后，需要重新核准传热面积。 3. 折流板的间距为最大的允许距离，针对不同的工艺可能需要的调整。 4. 折流板约定为切除25 %的圆缺型折流板。 5. 根据文献，管外冷凝时，不论时水平管还是垂直管，气体流速对冷凝液膜流动的影响都很小，文献中的管外冷凝的膜系数不含气体流动特性因素。 6. 软件中采用“设计”所得的结果并不一定是最佳的方案，比如，采用默认数据时，设计结果是450的壳体，2.5米的管长，管程为双流程，当然也可以采用“校核”来选择400的壳体，3米的管长，或者是500的壳体，2米管长，4流程等等。 7. “保存文件”保存的仅是设计条件，而计算的结果没有保存。
换热器模拟实例教程
Aspen plus换热器模拟概述 换热器模块 Heater 加热器/冷却器确定出口物流的热和相态条件换热器，冷却器，阀门，与功有关的结果 不需要时的泵和压缩机 HeatX 双物流换热器在两个物流之间换热两股物流的换热器当知道几何尺寸时核 算管壳式换热器 MHeatX 多物流换热器在多股物流之间换热多股热流和冷流换热器两股物流的换热 器LNG换热器 Hetran 管壳式换热器 与BJAC 管壳式换热器的接口程序管壳式换热器包括釜式再沸器 Aerotran 空冷换热器 与BJAC 空气冷却换热器的接口程序错流式换热器包括空气冷却器
HeatX换热器 1. 概述 HeatX有两种简捷法和严格法计算模型。 简捷法（Shortcut）计算不需要换热器结构或几何尺寸数据，可以使用最少的输入量来模拟一个换热器。Shortcut模型可进行设计模拟两种计算，其中设计计算依据工艺参数和总传热系数估算出传热面积。 严格法（Detailed）可以用换热器几何尺寸去估算传热膜系数、总传热系数、压降、对数平均温差校正因子等。严格法核算模型对HeatX提供了较多的规定选项，但也需要较多的输入。Detailed模型不能进行设计计算。 可以将HeatX 的Shortcut和Detailed结合完成换热器设计计算。首先依据给定的设计条件用Shortcut 估算传热面积，然后依据Shortcut的计算结果用Detailed 进行核算。 在使用 HeatX 模型前，首先要弄清下面这些问题： （1）HeatX能够模拟的管壳换热器类型 逆流和并流换热器； 弓形隔板TEMA E, F, G, H, J和X壳换热器； 圆形隔板TEMA E和F壳换热器； 裸管和翅片管换热器。 （2）HeatX能够进行的计算 全区域分析； 传热和压降计算； 显热、气泡状气化、凝结膜系数计算； 内置的或用户定义的关联式。 （3）HeatX不能进行进行的计算 机械震动分析计算； 估算污垢系数。 （3）Hesttx需要的输入规定 必须提供下述规定之一 换热器面积或几何尺寸； 换热器热负荷； 热流或冷流的出口温度； 在换热器两端之一处的接近温度； 热流或冷流的过热度/过冷度； 热流或冷流的气相分率（气相分率为 0 表饱和液相）； 热流或冷流的温度变化。
列管式换热器课程设计(含有CAD格式流程图和换热器图)
X X X X 大学 《材料工程原理B》课程设计 设计题目： 5.5×104t/y热水冷却换热器设计 专业： ----------------------------- 班级： ------------- 学号： ----------- 姓名： ---- 日期： --------------- 指导教师： ---------- 设计成绩：日期：
换热器设计任务书
目录 1.设计方案简介 2.工艺流程简介 3.工艺计算和主体设备设计 4.设计结果概要 5.附图 6.参考文献
1.设计方案简介 1.1列管式换热器的类型 根据列管式换热器的结构特点，主要分为以下四种。以下根据本次的设计要求，介绍几种常见的列管式换热器。 （1）固定管板式换热器 这类换热器如图1-1所示。固定管板式换热器的两端和壳体连为一体，管子则固定于管板上，它的结余构简单；在相同的壳体直径内，排管最多，比较紧凑；由于这种结构式壳测清洗困难，所以壳程宜用于不易结垢和清洁的流体。当管束和壳体之间的温差太大而产生不同的热膨胀时，用使用管子于管板的接口脱开，从而发生介质的泄漏。 （2）U型管换热器 U型管换热器结构特点是只有一块管板，换热管为U型，管子的两端固定在同一块管板上，其管程至少为两程。管束可以自由伸缩，当壳体与U型环热管由温差时，不会产生温差应力。U型管式换热器的优点是结构简单，只有一块管板，密封面少，运行可靠；管束可以抽出，管间清洗方便。其缺点是管内清洗困难；哟由于管子需要一定的弯曲半径，故管板的利用率较低；管束最内程管间距大，壳程易短路；内程管子坏了不能更换，因而报废率较高。此外，其造价比管定管板式高10%左右。 （3）浮头式换热器 浮头式换热器的结构如下图1-3所示。其结构特点是两端管板之一不与外科固定连接，可在壳体内沿轴向自由伸缩，该端称为浮头。浮头式换热器的优点是党环热管与壳体间有温差存在，壳体或环热管膨胀时，互不约束，不会产生温差应力；管束可以从壳体内抽搐，便与管内管间的清洗。其缺点是结构较复杂，用材量大，造价高；浮头盖与浮动管板间若密封不严，易发生泄漏，造成两种介质的混合。
换热器的传热计算
换热器的传热计算 换热器的传热计算包括两类：一类是设计型计算，即根据工艺提出的条件，确定换热面积；另一类是校核型计算，即对已知换热面积的换热器，核算其传热量、流体的流量或温度。这两种计算均以热量衡算和总传热速率方程为基础。 换热器热负荷Q 值一般由工艺包提供，也可以由所需工艺要求求得。Q=W c p Δt ，若流体有相变，Q=c p r 。 热负荷确定后，可由总传热速率方程（Q=K S Δt ）求得换热面积，最后根据《化工设备标准系列》确定换热器的选型。 其中总传热系数K= 0011 h Rs kd bd d d Rs d h d o m i i i i ++++ （1） 在实际计算中，总传热系数通常采用推荐值，这些推荐值是从实践中积累或通过实验测定获得的，可以从有关手册中查得。在选用这些推荐值时，应注意以下几点： 1. 设计中管程和壳程的流体应与所选的管程和壳程的流体相一致。 2. 设计中流体的性质（粘度等）和状态（流速等）应与所选的流体性质和 状态相一致。 3. 设计中换热器的类型应与所选的换热器的类型相一致。 4. 总传热系数的推荐值一般范围很大，设计时可根据实际情况选取中间的 某一数值。若需降低设备费可选取较大的K 值；若需降低操作费用可取较小的K 值。 5. 为保证较好的换热效果，设计中一般流体采用逆流换热，若采用错流或 折流换热时，可通过安德伍德（Underwood ）和鲍曼（Bowman ）图算法对Δt 进行修正。 虽然这些推荐值给设计带来了很大便利，但是某些情况下，所选K 值与实际值出入很大，为避免盲目烦琐的试差计算，可根据式（1）对K 值估算。 式（1）可分为三部分，对流传热热阻、污垢热阻和管壁导热热阻，其中污垢热阻和管壁导热热阻可查相关手册求得。由此，K 值估算最关键的部分就是对流传热系数h 的估算。
列管式换热器设计的基本步骤
列管式换热器设计的基本步骤 （一）新设计换热器的设计计算步骤 由化工工艺计算热负荷以确定换热器所需之传热速率，及流体进出口温度。确定流体计算所用的定性温度，查取与计算流体的物性数据，如定压比热容，重度或密度，粘度，导热系数等。 确定流体流入的空间，并确定两流体的流向，再进行平均温差的计算。选取管径和管内线速度。按经验数据选择传热系数值，或初步计算值，即先计算或估计管内管外流体的传热系数，再计算值。在计算管外流体时需先确定壳体直径，但此时结构与尺寸还未定。为方便起见，亦可假设管外的值，以计算值。根据初估的值再计算出传热面积。为安全起见取实际面积为初始计算值的倍。 进行总体结构设计。即选择管长，计算管数，排列管子，计算壳径，并根据系列尺寸进行圆整。不考虑管程分程时，应使管数及在管板上的排列与系列相同。 兴管程与壳程线速度，根据管内流速确定是否分程，若分程后影响到管板上管子的排列，则要重新考虑排列管子。兴管内管外传热系数，估计垢层热阻，复算传热系数。兴（修正）平均温差。 核算传热面积。若与初步计算的面积相符即可，若不相符，且相差较大，则需对管数、程数或管子长度等进行调整，重复的计算，直至计算相符。 计算管程与壳程的压力降。 （二）选型的计算步骤 以上的计算过程适合于一般设计之用，对于常见的石墨换热器，原化工部已制订了系列标准，提高了设计与制造的效率。一般情况下应该根据具体的工艺过程的要求，在石墨换热器系列中选择合适的型号，这时可按如下的方法进行计算与选型。 根据化工生产工艺过程要求的热负荷，选择流入空间，确定管内管外的流向，计算平均温差。根据生产经验数据初步估算所需之传热面积。根据初步估算之传热面积（并需考虑适当的裕度），在产品系列中选择热面积最为接近的型号。查阅所选定的定型产品结构参数，按其结构参数进行传热计算。即计算管程与壳程流体的流速，计算传热系数和，计算传热系数值，复算传热面积与所选产品型号是否相符（要求所选型号的面积比计算出的面积大）。若相差太大均需重新选型与重新复算，直到满足要求为止。最后仍需计算流体阻力，以评定操作中的经济性能。如果压力降太大，则需重新选型，直到传热要求与压力降要求均可满足为止。 九、关于块孔式石墨换热器传热计算中的一些问题 块孔式石墨换热器的传热计算与列管式有很多相似之处，例如它们的传热原理与传热系数的计算方法是一致的，可以采用式一类的关联式计算传热系数。在计算中应注意到孔道长度与孔道直径之比常翅小于，流体在孔道中不断改变运动方向，有强化传热的作用，因此应对传热系数的计算值乘上一个大于的修正系数。当该系数小于若不考虑修正，对计算结果影响也不大。此外，块孔换热器还有不少自身的特殊性。例如在平均温差计算的修正以及块孔传热壁厚度的计算中需予以特殊处理。平均温差的校正对于孔道平行型的石墨块孔，当由多个块孔单元组合成时，由于两种流体的流动方向是平行的，可以做成全逆流或全并流的形式。此外也可以做成一种流体为单程，另一种为多程的，或两种流体均为多程的。除全逆流和全并流不需进行平均温差的校正计算.之外，其余均可近似地按列管式换热器相应的流动方式进行平均温差的校正，即按图进行校正。对于孔道相互垂直型块孔石墨换热器的温差校正计算较为繁复。这是因为孔道相互垂直型块孔换热器就其某一块孔单元来说属于错流传热，而且两个流体均不自相混合，但就多个块孔单元组合后就形成如图所示的流向，所以总体上就不是简单的错流，而成为非常复杂的错流流动，这就不能按图所示的曲线来校正平均温差。这需要采用传热单元数（-）的方法进行。