列管式换热器计算表
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-管壳式换热器换热面积计算软件-表格大全
Q=KAΔtm 式中： Q-热负荷，W
K-总传热系数，W/(m2.℃) A-换热器传热面积，m2 Δtm-进行换热的两流体之间的平均温度差，℃
其中总传热系数K的计算公式如下：
热负荷Q的计算热流体进口Βιβλιοθήκη 度T1= 100℃
热流体出口温度 热流体定性温度
1.0050
假设K时换热面积
设备选型
壳径 mm 管程数 公称面积m2
管子总数
管长 m
管子尺寸 mm
K=
25 W/(m2.℃) K=
35.36617552 W/(m2.℃) 0.00017197 (m2.℃)/W
0.027151893 m
11.49286461 800
52.67507917 W/(m2.℃) 60
3.21E-06 5.27E-08 2.30E-07 6.34E-07
0.0048 0.0000 0.0023
0.0006
7.250E-04 994.0000
0.6260
设备选型 450 2
103 1.5 25 25.31
F600Ⅱ-3.2-45
2
0.021
20
11.33 计算总换热系数Ko= 管程压降核算
℃
Δt1/Δt2= 0.14286
3、确定平均温度差
(3)当Δt1/Δt2 >2 时且逆向流动时 Δtm= 30.83
4、确定温度修正系数 (1)对于单壳程、双管程或者2n管程的管壳
P= 0.0666667
R= 13 5、根据P、R值查图，确定对应温度
温度修正系数
FT=
0.98 Δtm= #####
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。
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
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-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
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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
P0.083333333
R10
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 m
230.6998049
蒸汽凝液（1）核算压力降
88①管程压强降
38管程流通面积 m20.007536
63管程流速 m/s0.50710552 2777.8Re12714.83643
2.058取管壁粗糙度 mm0.1
0.000252相对粗糙度0.005
0.138查图求得摩擦系数0.038
875.8直管中压力降 Pa729.6149207
回弯管压力降 Pa384.007853
管程总压力降 Pa3118.143766
79.39878333
②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/s0.123925908
Re8613.834138 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 Pa1073.821945
0.5
0.28303563942.94794317（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 7.21318237748Nu86.43928553
961管程对流传热系数αi'=Nu*λi/di W/(m2·℃)2674.647592
81.25h取80矫正之后对流传热系数αi=ai*f W/(m2·℃)2608.933514
1②壳程对流传热系数
0.033501321计算得 Pr=Cp*μ/λ 3.758086957
0.03Nu81.71770982
1.5壳程对流传热系数 W/(m2·℃)563.8521977 0.056969073校正后α563.8521977
0.04③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9.96829472
Sp=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。