换热器设计计算范例
板式换热器换热量的计算
板式换热器例题1、换热器换热量的计算w t Gc Q 1046750)2065(4187360020000=-⨯⨯=∆= 2、外网进入热水供应用户的水流量s kg t c Q G /10)7095(418710467500=-=∆= 3、加热水的流通断面积换热器内水的流速取0.1～0.5m/s 。
加热水的平均温度为（95＋70）/2＝82.5℃，该温度下水的密度为970.2kg/m 3。
200206.02.9705.010m w G f r r r =⨯==ρ 4、被加热水的流通断面积换热器内水的流速取0.1～0.5m/s 。
被加热水的平均温度为（65＋20）/2＝42.5℃，该温度下水的密度为991.2kg/m 3。
201868.02.9913.0360020000m w G f l l l =⨯⨯==ρ 5、选型初选BR12型板式换热器，单片换热面积为0.12m 2/片，单通道流通断面积为0.72×10－3。
6、实际流速加热水流道数为281072.00206.03=⨯==-d r r f f n 被加热水流道数为261072.001868.03=⨯==-d l l f f n 取流道数为28。
加热水实际流速s m f n G w r d r r /5.02.9701072.0281030=⨯⨯⨯==-ρ 被加热水实际流速s m f n Gw l d l l /28.02.9911072.02856.53=⨯⨯⨯==-ρ 7、传热系数查图知传热系数为3600w/m 2.K 。
8、传热温差()()()()℃396595207065952070)()()()(11221122=-----=-----=∆In t t In t t t p ττττ 9、传热面积246.73936001046750m t K Q F p =⨯=∆= 10、需要的片数6212.046.7===d F F N 11、实际片数考虑一个富裕量。
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 。
机房空调换热器设计计算
机房空调换热器设计计算
已知条件：
冷却媒介为纯水，冷却对象为湿空气。
换热器为套片式管翅式换热器，铜管选为内螺纹铜管，翅片选为平片开窗片。
设计换热能力Q=40kw ，管程水进口t 1=12℃，管程水出口t 2=17℃；
壳程进口空气t 3=23℃，湿度φ=50%，风量H=12000m 3/h=3.33m 3/s 。
换热形式为交叉换热。
箱体尺寸，长2000mm ，宽600mm ，深300mm 。
纯水的c=4.2×103J/（kg.K ）
试计算换热面积、换热器形式等。
计算步骤：
管程换热温差为△t=t 2-t 1=5℃；
根据公式Q=mc △t 得m 水=)
12(t t c Q =1.9kg/s ； 查得
通过查得壳程进口比焓值h 1=45.476kj/kg 。
比容c=0.825m 3/kg
则壳程空气质量流量为m 空=C
H =3.3/0.825=4.04kg/s ； 根据公式Q=m （h1-h2）得h 2=h 1-空
m Q =45.476-40/4.04=45.476-9.9=35.576kj/kg 假定出口干球为t 2=19℃，则通过出口焓值查的出口状态参数如下：
出口相对湿度47.1%，干球19℃
则对数平均换热温差△t /=。
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。
换热器的计算举例
换热器的计算举例换热器的计算举例条件:1.空气量4100m3/h2.空气预热温度t空=300 0C (冷空气为20 0C)3.烟气量V＇＇烟＝6500m3/h (烟气温度为7000C)4.烟气成分（体积％）CO2 H2o O2N219.4 7.5 2.1 71.05.换热器的型式及材质型式：直管形平滑钢管换热器材质：换热管采用Ф 60*3.5毫米无缝钢管材质16Mn钢最高使用温度小于4500C计算举例：一. 主要热之参数的确定１.入换热器空气的温度t＇空=200C出换热器空气的温度t＇＇空=3000C2.入换热器空气量取换热器本身的漏损及管道漏损 3%则V真实=1.03 V＇空=1.03×4100=4223m/h或 V空=1.03V＇空/3600=4223/3600=1.17m/s3.入换热器烟气的温度考虑16Mn铜的最高温度不大于450℃。
初步确定入换热器的烟气温度t′烟=550℃，稀释导数确定如下：烟气700℃的比热为：C烟（700）=0.01（0.501×19.4+0.392×7.5+0.342×2.1+0.325×71）=0.365KJ／m3℃烟气在550℃的比热为：C烟（500）=0.01(0.484×19.4+0.383×7.5+0.337×2.1+0.321×71)=0.358 KJ／m3℃20℃空气的比热为0.311 KJ／m3℃则φ=（i1-i2）/(i2-i0）=(0.365×700-0.385×550)／（0.358×550-0.311×20）=0.3094.入换热器的烟气量V烟=（1+φ）V′烟=（1+0.309）×6500=8508.5m3／h或V烟=8508.5／3600=2.36m3／s5.烟气成分（%）V CO2= V′CO2（V′烟/V烟）=19.4×6500/8508.5=14.82 V H20=V′H2O（V′烟/V烟）=7.5×6500/8508.5=5.73V O2=（V′O2+21φ）V′烟/V烟=（2.1+21×0.309）×6500/8508.5=6.56V N2=（V′N2+79φ）V′烟/V烟=（71+79×0.309）×6500/8508.5=72.89Σ=1006.计算换热气的烟气温度取换热气绝热效率η换=0.90.先假定烟气出口温度为400℃。
换热器计算公式范文
换热器计算公式范文换热器计算公式指的是用于计算换热器传热性能的各种参数和关系的数学方程。
换热器是工程领域常用的一种设备，用于将热量从一个介质传递到另一个介质。
换热器的性能与换热器的设计参数密切相关，因此计算公式对于换热器的设计和运行至关重要。
以下是一些常用的换热器计算公式：1.整体换热系数（U值）的计算公式：U=1/[(1/h₁)+δi+(1/h₂)]其中，U为整体换热系数，h₁为热源侧传热系数，h₂为冷凝侧传热系数，δi为传热面各种传热介质之间的传热阻力。
2.热量传递率（Q）的计算公式：Q = U × A × δTlm其中，Q为换热器的热量传递率，U为整体换热系数，A为传热面积，δTlm为对数平均温差。
3. 对数平均温差（δTlm）的计算公式：δTlm = [(δT₁ - δT₂) / ln(δT₁ / δT₂)]其中，δT₁为热源侧入口温度与冷凝侧出口温度的温差，δT₂为热源侧出口温度与冷凝侧入口温度的温差。
4.传热面积（A）的计算公式：A = Q / (U × δTlm)其中，A为传热面积，Q为热量传递率，U为整体换热系数，δTlm为对数平均温差。
5.热源侧传热系数（h₁）的计算公式：h₁=(k₁×ΔT₁)/δ₁其中，h₁为热源侧传热系数，k₁为热源侧传热介质的导热系数，ΔT₁为热源侧的温差，δ₁为热源侧的传热厚度。
6.冷凝侧传热系数（h₂）的计算公式：h₂=(k₂×ΔT₂)/δ₂其中，h₂为冷凝侧传热系数，k₂为冷凝侧传热介质的导热系数，ΔT₂为冷凝侧的温差，δ₂为冷凝侧的传热厚度。
7.温差比（R）的计算公式：R=δT₁/δT₂其中，R为温差比，δT₁为热源侧入口温度与冷凝侧出口温度的温差，δT₂为热源侧出口温度与冷凝侧入口温度的温差。
这些计算公式是根据传热原理和换热器的物理特性推导而来，通过这些公式可以计算出换热器的各种参数和性能，从而进行换热器的设计、选型和优化。
换热器热力设计方案计算
换热器热力设计方案计算
热力设计方案计算是确定换热器的尺寸和参数的重要步骤，这些参数
包括换热面积、换热系数、热传导方程等。
以下是一个换热器热力设计方
案计算的示例，详细说明了计算的步骤和方法。
首先，需要确定换热器所需的换热面积。
常用的计算方法是根据传热
方程来确定，传热方程为：
Q=U*A*ΔT
其中，Q是换热器的传热量，U是换热器的总传热系数，A是换热面积，ΔT是换热器的温度差。
通常情况下，需要根据实际工艺条件和热传
导方程来确定ΔT的值。
接下来，需要计算换热器的总传热系数U。
总传热系数是由换热器的
导热系数和对流传热系数组成的。
导热系数是指换热器材料的导热性能，
可以根据材料的热导率和厚度来计算。
对流传热系数是指流体在管内和管
外的传热性能，可以根据换热器的流体流速、壁面温度和换热器的材料来
计算。
在计算总传热系数U时，需要注意传热系数的单位。
通常情况下，传
热系数的单位是一次性热量的传递能力，单位为W/(m²·K)。
传热系数越大，传热效果越好，换热器的尺寸就越小。
在计算换热面积A时，需要考虑多个参数，包括介质流量、介质温度、介质性质和管束的布置方式等。
需要根据实际工艺条件和设计要求来确定。
最后，需要根据计算结果来确定换热器的尺寸和参数。
根据计算的结果，可以选择合适的换热器型号和规格，满足工艺生产的需求。
总之，换热器热力设计方案计算是一个复杂的工程项目，需要考虑众多的参数和条件。
通过准确计算和合理选择，可以设计出满足工艺要求和性能要求的换热器。
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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
原料液795 1280.53
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
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。
平均温度℃
分别查得乙醇、水的物性为：
粘度μ
（cp）
热导率λ
（W/mc）
密度ρ
（kg/m3）
比热容Cp
（kJ/kg℃）
乙醇
水
混合物
0.29
0.26
0.262
0.149
0.685
0.539
700
949.4
879.9
3.182
4.237
4.067
以上表中混合物的各物性分别由下式求得：
混合物：Cp
混合物热导率：W/(m℃)
混合物密度：kg/m3
混合物比热容：kJ/(kg℃)
式中为组成为i的摩尔分率，为组分i的质量分率。
其他符号意义同前。
所需传递的热流量：
b. 确定釜液出口温度
假设＝113℃，则定性温度为：
℃
由可查得乙醇、水物性，亦由以上推荐公式分别求得釜液的物性为：
粘度μ（cp）
热导率λ
（W/mc）
密度ρ
（kg/m3）
比热容Cp
（kJ/kg℃）
乙醇水釜液0.222
0.224
0.224
0.144
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。
图解壳程数Ns
如图4-71可见，所用水平线数为2，故选取该换热器的壳程为2。
其处理办法，或在一壳体内加隔板或选用两个单壳程的换热器，显然后者比较方便。
故选用两台相同的换热器。
b. 流程规定
冷、热流体的物性及流量均相近。
为减少热损失，先选择热流体（釜液）走管程，冷流体（原料液）走壳程如图4-72所示。
流程示意图
（3）估算传热面积A
a.传热温差
前面已提供了釜液及原料液进出口温度，于是可得：
＝17.5℃
在列管式换热器中由于加折流板或多管程，冷、热两流体并非纯逆流，以上应加
以校正，其校正系数按以下步骤求得：
由R、P及壳程数查图4-8(2)得：，于是得传热温差校正值为：
℃
b.传热面积A
根据冷、热流体在换热器中有无相变化及其物性等，选取传热系数℃，于是可求所需传热面积A为：
（4）换热器选型
根据传热温差的大小，传热介质的性质以及结垢、清洗要求等条件选择适宜的换热器，为保证传热时流体适宜流动状态，还需估算管程数。
管程热流体（釜液）体积流量：
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：
壳体内径800mm
公称直径800mm
公称压力 1.6MPa
公称面积225m2
计算面积227m2
管程数 2
管长6000mm
管子规格
排列方式
管间距32mm
管数488根
折流板数18
壳程数１
（5）换热器的核算
按以上数据可分别求出管程和壳程流体流速及雷诺数
管程：流通截面积
式中n为总管数。
管内流速
式中－管程流速m/s；
－釜液流速kg/h；
－釜液平均密度；
管内雷诺数
式中－管内直径，m；
－釜液平均粘度，；壳程：
选折流板间距B=300mm
壳程流通截面积
式中－壳体内径，m；
－管外径，m；
t－管间距，m。
流速
式中－壳程流速m/s；
－原料液平均密度
－原料液流率kg/h。
当量直径
雷诺数
式中－原料液平均粘度
从以上计算结果可知，两流体在换热器中流动均能达到湍流，有利于传热。
a. 管、壳程压力降
①管程压力降
取管壁绝对粗糙度：E＝0.2mm
相对粗糙度：
由前面计算已得，故可查得直管壁摩擦系数，于是得单管程压力降为：
回弯压降：
式中－阻力系数
管程总压力降：
校正系数
管程数
串联的壳程数（即串联的换热器数）②壳程压力降
管束压降
三角形排列：F=0.5
壳程流体摩擦因数
折流板数
折流板缺口压降：
壳程总压力降：
壳程压力降结垢校正系数
壳程数
b. 总传热系数K
①管程传热膜系数
管内雷诺数
普兰特数
管长与管内径比：
式中－釜液平均热容℃）；
－釜液平均导热系数℃）；
℃）②管外传热膜系数
管外雷诺数
普兰特数
式中－原料液平均热容℃）；
－原料液平均粘度；
－原料液平均导热系数℃）
℃）
③污垢及管壁热阻
管壁内外侧污垢热阻均为℃／W
钢管壁热导率℃）
管壁热阻℃)／W ④总传热系数
得℃)
式中－管外污垢℃／W；
－管内污垢℃／W；
b－管壁厚m；
－管壁平均直径m；
传热面积
所选换热器实际传热面积：
换热器传热面裕度：
由校核可知，各项性能符合要求，换热能力可满足生产需求，所选换热器可以采用。
例题
现有一单程列管式换热器，管子尺寸为，管长为4.5m，共40根，拟用来将kg/h的苯从30℃加热到70℃，壳程（管外）为120℃饱和水蒸气冷凝水蒸气冷凝
的表面传热系数。
考虑管内苯侧污垢热阻，管外侧污垢热阻及热损失均忽略不计，试求：
a. 总传热系数，并判断该换热器是否合用。
b. 若将苯的流量提高20%，并维持其出口温度不变，该换热器是否合用？若仍使用上述换热器，则实际操作时苯的出口温度为多少？
c. 在操作过程中，可采取什么措施使苯流量提高20%的出口温度达到原工艺要求，并就一种措施加以定量说明。
已知：管材的热导率
操作范围内苯的物性参数可视为不变：
℃）
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
此时总传热系数为，则
热流量
此时所须的换热面积为
所以若将苯的流量提高20%，并维持其出口温度不变，则该换热器不合用。
若仍使用上述换热器，设实际操作时苯的出口温度为
则
即
整理得
解得℃
即苯流增加20%，仍用上述换热器时苯的出口温度为66.1℃
c. 在操作过程中，可采取提高加热蒸气压力即提高加热蒸气温度的方法使苯流量提高20%后仍达到原工艺要求。
设提压后蒸气的温度为
℃
又℃
解得℃
即加热蒸气温度提高到129.6℃。