列管式换热器的计算
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。
列管式换热器的选用与设计原则与列管式换热器的设计计算
列管式换热器的选用与设计原则与列管式换热器的设计计算换热器的设计即是通过传热过程计算确定经济合理的传热面积以及换热器的结构尺寸，以完成生产工艺中所要求的传热任务。
换热器的选用也是根据生产任务，计算所需的传热面积，选择合适的换热器。
由于参与换热流体特性的不同，换热设备结构特点的差异，因此为了适应生产工艺的实际需要，设计或选用换热器时需要考虑多方面的因素，进行一系列的选择，并通过比较才能设计或选用出经济上合理和技术上可行的换热器。
本节将以列管式换热器为例，说明换热器选用或设计时需要考虑的问题。
一、流体通道的选择流体通道的选择可参考以下原则进行：1．不洁净和易结垢的流体宜走管程，以便于清洗管子；2．腐蚀性流体宜走管程，以免管束和壳体同时受腐蚀，而且管内也便于检修和清洗；3．高压流体宜走管程，以免壳体受压，并且可节省壳体金属的消耗量；4．饱和蒸汽宜走壳程，以便于及时排出冷凝液，且蒸汽较洁净，不易污染壳程；5．被冷却的流体宜走壳程，可利用壳体散热，增强冷却效果；6．有毒流体宜走管程，以减少流体泄漏；7．粘度较大或流量较小的流体宜走壳程，因流体在有折流板的壳程流动时，由于流体流向和流速不断改变，在很低的雷诺数（Re<100）下即可达到湍流，可提高对流传热系数。
但是有时在动力设备允许的条件下，将上述流体通入多管程中也可得到较高的对流传热系数。
在选择流体通道时，以上各点常常不能兼顾，在实际选择时应抓住主要矛盾。
如首先要考虑流体的压力、腐蚀性和清洗等要求，然后再校核对流传热系数和阻力系数等，以便作出合理的选择。
二、流体流速的选择换热器中流体流速的增加，可使对流传热系数增加，有利于减少污垢在管子表面沉积的可能性，即降低污垢热阻，使总传热系数增大。
然而流速的增加又使流体流动阻力增大，动力消耗增大。
因此，适宜的流体流速需通过技术经济核算来确定。
充分利用系统动力设备的允许压降来提高流速是换热器设计的一个重要原则。
在选择流体流速时，除了经济核算以外，还应考虑换热器结构上的要求。
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：1.某工厂的苯车间，需将苯从其正常沸点被冷却到40℃；使用的冷却剂为冷却水，其进口温度为30℃，出口温度自定。
2.物料（苯）的处理量为1000 吨/日。
3.要求管程、壳程的压力降均小于30 kPa。
1、换热器类型的选择。
列管式换热器2、管程、壳程流体的安排。
水走管程，苯走壳程，原因有以下几点：1.苯的温度比较高，水的温度比较低，高温的适合走管程，低温适合走壳程2.传热系数比较大的适合走壳程，水传热系数比苯大3.干净的物流宜走壳程。
而易产生堵、结垢的物流宜走管程。
3、热负荷及冷却剂的消耗量。
=30℃，冷却冷却介质的选用及其物性。
按已知条件给出，冷却介质为水，根进口温度t1水出口温度设计为t=38℃，因此平均温度下冷却水物性如下：2=0.727Χ10-3Pa.s密度ρ=994kg/m3粘度μ2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℃密度ρ=880kg/m3粘度μ=1.15Χ10-3Pa.s2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/s4、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：S 0=估计 =75m25、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。
列管式换热器(设计举例)
三、平均传热温差
平均传热温差是换热器的传热推动力。其值不但和流体的进出口温度有关，而且还与换 热器内两种流体的流型有关。对于列管式换热器，常见的流型有三种：并流，逆流，和折流
对于并流和逆流，平均传热温差均可用换热器两端流体温度的对数平均温差表示， 即：
《列管式换热器》
t m t1 t 2 t ln 1 t 2
R
热流体的温降 T1 T2 冷流体的温升 t 2 t1 t t 冷流体的温升 1 2 两流体最初温差 T1 T2
(1—13 a )
P
式中
(1—13 b )
T1、T2 — 热流体进、出口温度， ℃； t1、t 2 — 冷流体进、出口温度， ℃.
《列管式换热器》
第- 称为管心距。管心距的大小主要与传热管和管板的连接方式有 关，此外还要考虑到管板强度和清洗管外表面时所需的空间。 传热管和管板的连接方法有胀接和焊接两种，当采用胀接法时，采用过小的管心距，常 会造成管板变形，而采用焊接法时，管心距过小，也很难保证焊接质量，因此管心距应有一 定的数值范围。一般情况下，胀接时，取管心距 t 1.3～1.5d 0 ；焊接时，取 t 1.25d 0 ( d 0
共 37页
一般要求 t 的值不得低于 0.8，若低于此值，当换热器的操作条件略有变化时， t 的 变化较大，使得操作极不稳定。 t 小于 0.8 的原因在于多管程换热器内出现温度交差或温 度逼近。在这种情况下，应考虑采用多壳程结构的换热器或多台换热器串联来解决。所需的 壳程数或串联的换热器的台数可按下述方法确定： 首先，在坐标纸上作 Q ～ T 和 Q ～ t 线，由热衡算方程知，若两流体的热容量流率不变则
《列管式换热器》
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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/m3
μo=7、15×10-4Pa•S
c po=2、22KJ/(Kg•℃)
λo=0、14W/(m•℃)
循环冷却水在35℃下得物性数据:
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 m2
4、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/s
4、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。
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得点在图上难以读出,因而相应以1/R代替R,PR代替P,查同一直线,可得
4、4、4、传热管排列与分程方程方法
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)
横过管束中心线得管数
=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得25%,则切去得圆缺高度为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得热导率为λ=45W/(m、K)
=365、3
4、5、4、传热面积S
S=Q/(KΔt)=1353×103/(365、3×32)=115、7m2
该换热器得实际传热面积S p
S p=πd0L(N-n c)=3、14×0、025×6×(321-22)=140、8m2
该换热器得面积裕度为
=(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、换热器内流体得流动阻力
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得范围之内
壳程流动阻力
Ns=1 Fs=1、15
流体流经管束得阻力
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得阻力
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,故所设计得换热器符合条件。