列管式换热器的计算
列管式换热器选型设计计算
第一部分列管式换热器选型设计计算一．列管式换热器设计过程中的常见问题换热器设计的优劣最终要以是否适用、经济、安全、负荷弹性大、操作可靠、检修清洗方便等为考察原则。
当这些原则相互矛盾时，应在首先满足基本要求的情况下再考虑一般原则。
1．流体流动空间的选择原则（1）不洁净和易结垢的流体宜走管内，因为管内清洗比较方便。
（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，可节省壳体金属消耗量。
（4）饱和蒸气宜走管间，以便于及时排出冷凝液，且蒸气较洁净，它对清洗无要求。
（5）有毒流体宜走管内，使泄漏机会较少。
（6）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。
（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，可以提高对流传热系数。
（8）对于刚性结构的换热器，若两流体的温度差较大，对流传热系数较大者宜走管间，因壁面温度与α大的流体温度相近，可以减少热应力。
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。
2．流体流速的选择根据管内湍流时对流传热系数αi∝u0.8，流速增大，则αi增大，同时污垢热阻R si 减小，利于传热，从而可减少传热面积，节约设备费用；但同时又使压降增大，加大了动力消耗，提高了操作费用。
可见应全面分析权衡比较适宜的流速。
（1）所选流速要尽量使流体湍流，有利传热。
（2）所选流速应使管长或程数恰当。
管子过长，不便于清洗管内污垢；而管子过短，管程数增加，使结构复杂化，传热温差减少，均会降低传热效果。
（3）粘度大的流体，流速应小些，可按滞流处理。
（4）高密度流体（液体），阻力消耗与传热速率相比一般较小，可适当提高流速。
在我们教材及换热器设计手册中均给了出一些经验数据，以供参考。
3．管子规格及排列情况（1）管径选择：国内换热器系列标准件中管子规格为Φ25×2.5mm、Φ19×2mm，在再沸器中可采用Φ38×3mm。
列管式换热器的设计计算
列管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。
列管式换热器计价方式
列管式换热器计价方式1.引言1.1 概述概述部分应该对列管式换热器以及其计价方式进行简要介绍和概述。
可以参考以下内容：概述：列管式换热器作为一种常见的换热设备，在石化、冶金、制药等行业中广泛应用。
它通过内部的管道和外部的壳体进行热交换，实现了不同流体之间的热量传递。
由于其结构简单、传热效率高等优点，列管式换热器在各个领域中都得到了广泛应用。
计价方式是指在列管式换热器的设计、生产和使用过程中，对其进行计价和评估的方法和标准。
对于列管式换热器的计价方式，常常涉及到设计参数的确定、材料成本的评估以及生产过程的考虑等方面。
在计价方式中，一般会考虑到列管式换热器的规格、材料成本、制造工艺以及运行维护成本等因素。
通过对这些因素的分析和比较，可以得出适合实际情况的计价方式，从而对列管式换热器的成本进行合理评估。
合理的计价方式不仅可以为企业在换热器设计和采购时提供参考依据，还可以为企业节约成本、提高经济效益提供支持。
因此，对列管式换热器计价方式的研究对于促进其应用和发展具有重要意义。
本文将介绍列管式换热器的基本原理和常见的计价方式，并对其应用前景进行展望，以期为相关领域的研究和实践提供参考和启发。
1.2 文章结构文章结构是指文章的组织框架，它可以帮助读者更好地理解和掌握文章的内容。
本文的结构主要包括以下几个部分：1. 引言部分：介绍文章的背景和目的，概述列管式换热器计价方式的重要性和应用前景。
2. 正文部分：详细介绍列管式换热器的基本原理和计价方式。
列管式换热器是一种常见的热交换设备，采用管束内外介质的对流和传导换热，广泛应用于工业生产和能源领域。
计价方式是指对列管式换热器进行经济评估和成本计算的方法，包括固定成本、可变成本、折旧费用、维修费用等因素的考虑。
3. 要点1：详细介绍列管式换热器计价方式的具体要点。
可以包括成本评估的指标和方法、换热器的设计和选型、材料和工艺的选择等方面内容。
通过对这些要点的分析和讨论，可以帮助读者更好地理解和应用列管式换热器计价方式。
列管式换热器的选型和计算
列管式换热器的选型和计算选择和计算列管式换热器时，需要考虑以下几个重要因素：工艺要求、流体性质、传热面积、传热系数、压降和尺寸等。
1.工艺要求：首先需要了解工艺要求，确定换热器的工作条件，如需求的热交换量、流体进出口温度、换热器操作压力等。
2.流体性质：对于液体流体，需要知道其流量、密度、比热容和粘度等参数；对于气体流体，需要知道其流量、密度、比热容、粘度以及含湿量等参数。
此外，还需要了解流体的腐蚀性和脏污程度等因素。
3.传热面积：传热面积是换热器设计的关键，它决定了换热效果的好坏。
通常，换热面积越大，传热效率越高。
传热面积的计算需要根据需要传热的热流量、热交换的温差以及换热器的传热系数来确定。
4.传热系数：传热系数是描述换热器传热性能的重要参数，它是指单位时间内单位面积的传热量与温度差的比值。
传热系数受到流体流速、流体性质、传热表面形式和腐蚀程度等因素的影响。
一般来说，传热系数越大，传热效果越好。
5.压降：换热器的设计还要考虑流体在管内和管外的压降。
流体在管内的压降与流速、管道尺寸、流体性质和管道长度等因素有关。
流体在管外的压降主要受到流体通过管束时的速度和管束间距的影响。
合理控制压降，可以保证换热过程的均衡和稳定。
6.尺寸：选择合适的换热器尺寸，需要考虑到实际安装场地的限制。
一般来说，尺寸越小，安装成本越低，但传热面积较小，传热效果也相应较差。
因此，在满足工艺要求的前提下，尽量选择较大的换热器尺寸。
换热器选型时，可以参考换热器厂家提供的产品目录和工程经验，综合考虑上述因素，选择符合要求的型号。
选定后，可以使用传热计算软件进行详细的热力学计算，确定换热器的几何尺寸，进一步优化设计。
总之，换热器的选型和计算是一个比较复杂的过程，需要综合考虑各种因素，并利用适当的工具进行计算和分析。
只有选择合适的换热器，才能满足工艺要求，提高换热效率，并确保系统的可靠运行。
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。
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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/m3
μo=7.15×10-4Pa•S
c po=2.22KJ/(Kg•℃)
λo=0.14W/(m•℃)
循环冷却水在35℃下的物性数据：
ρi=994kg/m3
C pi=4.08KJ/(kg.℃)
λi=0.626W/(m.℃)
μi=0.000725Pa.s
4.2、计算总传热系数：
4.2.1、热流量
m o=［（15.8×104）×103］/(300×24)=21944Kg/h
Q 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/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 m2
4.4、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。
现取传热管长L=6m,则该换热管程数为
=15.32/6=2.6≈3管程
传热管总根数
N=107×3=321根
4.4.3、平均传热温差校正及壳程数
平均传热温差校正系数
按单壳程，双管程结构，温差校正系数应查有关图表。
但R=10的点在图上难以读出，因而相应以1/R代替R，PR代替P，查同一直线，可得
4.4.4、传热管排列和分程方程方法
采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。
取管心距t=1.25d o,则
t=1.25×25=31.25≈32(mm)
横过管束中心线的管数
=1.19=22根
采用多管程结构，取管板利用率η=0.7，则壳体内径为
=1.05×
=723mm
圆整可取D=800mm
4.4.5、折流板
采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为h=0.25×800=200(mm)
故可取h=200(mm)
取折流板间距B=0.3D，则
B=0.3×800=240(mm),可取B为250mm。
折流板数
=6000/250-1=23块
折流板圆缺面水平装配。
4.4.6、接管
壳程流体进出口接管：取接管内油品流速为u=1.0m/s，则接管内径为
=)
=0.097m
取管内径为100mm
管程流体进出口接管：取接管内循环水流速u=1.5m/s
则接管内径为
d2==0.17m
取标准管径为170mm
4.5、换热器核算
4.5.1、热量核算：
壳程对流传热系数对圆缺形折流板，可采用克恩公式
当量直径，由正三角形排列得
===0.020（m）壳程流通截面积
=0.24×0.8×=0.042m
壳程流体及雷诺数为
u0=m/s
Re0=0.02×0.176×825/0.000715=4062m/s
普兰特准数
粘度校正
a0=0.36×(0.140/0.02) ×40620.55×11.34 ⅓×1=547W/(m2•℃) 4.5.2、管程对流传热系数
管程流通截面积
S i=0.785×0.022×107=0.0336m2
管程体流速
u i=(119362/(3600×994))/0.0336=0.992m/s
Re=0.02×0.992×994/0.000725=27201.3
普兰特准数
a i=0.023×(0.626/0.02)×27201.30.8×4.730.4=4730.2W/(m2•℃)
4.5.3、传热系数K
查有关文献知
管外侧污垢热阻：
管内侧污垢热阻：
管壁热阻:查有关文献知碳钢在该条件下的热导率为λ
=45W/(m.K)
=365.3
4.5.4、传热面积S
S=Q/(KΔt)=1353×103/(365.3×32)=115.7m2
该换热器的实际传热面积S p
S p=πd0L(N-n c)=3.14×0.025×6×(321-22)=140.8m2该换热器的面积裕度为
=(140.8-115.7)/115.7
=21.69％
传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务4.5.5、换热器内流体的流动阻力
管程流动阻力
Ft=1.4 Ns=1 Np=3
由Re=27201 传热管相对粗糙度0.01/20=0.0005，查莫狄图得λf=0.032W/(m2•℃) 流速u=0.992m/s ρ=994kg/m3所以
△P1=0.032×(6/0.02)×((0.9922×994)/2)=4733Pa
△P2=3×994×0.9922/2=1479Pa
ΣΔPi=(4733+1479)×1.4×3×1=26091Pa﹤105Pa
管程流动阻力在允许的范围之内
壳程流动阻力
Ns=1 Fs=1.15
流体流经管束的阻力
F=0.5
f=5.0×Re0-0.228=5×4062-0.228=0.752
n c=22 N B=23 u0=0.176m/s
=0.5×0.752×22(23+1)×825×0.1762/2
=2537Pa
流体流过折流板缺口的阻力
B=0.25m D=0.8m
△P2’=23×(3.5-(2×0.25/0.8))×(825×0.1762/2) =845Pa
=(2537+845)×1×1.15
=5073Pa﹤10KPa
均符合要求，故所设计的换热器符合条件。